单效蒸发及计算汇总
单效蒸发及计算
一.物料衡算(material balance)
对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得
由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为
(5-1)
(5-2)
式中
一.物料衡算
二.能量衡算
1．可忽略溶液稀释热的情况2．溶液稀释热不可忽略的情况
三.传热设备的计算
1.传热的平均温度差
2.蒸发器的传热系数
3.传热面积计算
四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性
1.蒸发器的生产能力和蒸发强度
2.加热蒸汽的经济性
F———原料液量，kg/h；
W———水的蒸发量，kg/h；
L———完成液量，kg/h；
x0———料液中溶质的浓度，质量分率；
x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。
二.能量衡算(energy balance)
仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得
（5-3）
或（5-3a）
式中
D———加热蒸汽耗量，kg/h；
H———加热蒸汽的焓，kJ/kg；
h0———原料液的焓，kJ/kg；
H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg；
h1———完成液的焓，kJ/kg；
hc———冷凝水的焓，kJ/kg；
QL———蒸发器的热损失，kJ/h；
Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。
由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。
溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。
1．可忽略溶液稀释热的情况
大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则
（5-4）
（5-4a）
将上二式代入式5-3a得
（5-3b）
式中
t0———原料液的温度，℃；
t1———完成液的温度，℃；
C0———原料液的比热容，℃；
C1———完成液的比热容，℃；
当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即
(5-5)
(5-5a)
式中
CW———水的比热容，℃；
CB———溶质的比热容，℃ 。
将式5-5与5-5a联立消去CB并代入式5-2中，可得，再将上式代入式5-3b中，并整理得
（5-6）
由于已假定加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，则上式中的即为加热蒸汽的冷凝潜热，即
(5-7)
但由于溶液的沸点升高，二次蒸汽的温度与溶液温度t1并不相同（下面还要详细讨论）。但作为近似，可以认为
（5-8）
式中
r——加热蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg；
r'——二次蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg。
将式5-7及式5-8代入式5-6中，可得o
（5-9）
上式表示加热蒸汽放出的热量用于：（1）原料液由t0升温到沸点t1；（2）使水在t1下汽化成二次蒸汽以及（3）热损失。
若原料液在沸点下进入蒸发器并同时忽略热损失，则由式5-9可得单位蒸汽消耗量e为
（5-10）
一般水的汽化潜热随压力变化不大，即，则或。换言之，采用单效蒸发，理论上每蒸发1kg水约需1kg加热蒸汽。但实际上，由于溶液的热效应和热损失等因素，e值约为1.1或更大。
2．溶液稀释热不可忽略的情况.
有些溶液，如CaCl2、NaOH的水溶液，在稀释时其放热效应非常显著。因而在蒸发时，作为溶液稀释的逆过程，除了提供水分蒸发所需的汽化潜热之外，还需要提供和稀释热效应相等的浓缩热。溶液浓度越大，这种影响越加显著。对于这类溶液，其焓值不能按上述简单的比热容加合方法计算，需由专门的焓浓图查得。
通常溶液的焓浓图需由实验测定。图片(5-14)为以0℃为基准温度的NaOH水溶液的焓浓图。由图可见，当有明显的稀释热时，溶液的焓是浓度的高度非线性函数。
对于这类稀释热不能忽略的溶液，加热蒸汽的消耗量可直接按式5-3a计算，即
（5-3b）
三.传热设备的计算
蒸发器的传热速率方程与通常的热交换器相同，即
（5-11）
式中
S----蒸发器的传热面积，m2；
K----蒸发器的总传热系数，W/(m2.K)；
----传热的平均温度差，℃；
Q----蒸发器的热负荷，W。
式5-11中的热负荷Q可通过对加热器作热量衡算求得。当忽略加热器的热损失，则Q为加热蒸汽冷凝放出的热量，即
（5-12）
但在确定蒸发器的和K时，与普通的热交换器有着一定的差别。下面分别予以讨论。
1.传热的平均温度差(mean temperature difference)
蒸发器加热室的一侧为蒸汽冷凝，另一侧为溶液沸腾，其温度为溶液的沸点。因此，传热的平均温度差为
（5-13）
式中
式中T----加热蒸汽的温度，℃；
t1----操作条件下溶液的沸点，℃。
亦称为蒸发的有效温度差，是传热过程的推动力。
但是，在蒸发过程的计算中，一般给定的条件是加热蒸汽的压力（或温度T）和冷凝内的操作压力。由给定的冷凝器内的压力，可以定出进入冷凝器的二次蒸汽的温度tc。一般地，将蒸发器的总温度差定义为
（5-14）
式中tc----进入冷凝器的二次蒸汽的温度，℃。那么，如何从已知的求得传热的有效温差，或者说，如何将tc转化为t1呢？让我们先讨论一种简化的情况。
设蒸发器蒸发的是纯水而非含溶质的溶液。采用T=150℃的蒸汽加热，冷凝器在常压（101.3kPa）下操作，因此进入冷凝器的二次蒸汽的温度为100℃。如果忽略二次蒸汽从蒸发室流到冷凝器的摩擦阻力损失，则蒸发室内操作压力亦为101.3kPa。又由于蒸发的是纯水，因此蒸发室内的二次蒸汽及沸腾的水均为
100℃。此时传热的有效温差应等于总温度差
℃。
如果仍采用如上操作条件（即加热蒸汽的温度为150℃，冷凝器的操作压力为101.3kPa），蒸发71.3%的NH4NO3水溶液，则实验表明，在相同的压力下（101.3kPa），该水溶液在120℃下沸腾。然而该溶液上方形成的二次蒸汽却与纯水沸腾时产生的蒸汽有着相同的温度，即100℃。也就是说，二次蒸汽的温度低于溶液的沸点温度。亦忽略二次蒸汽从蒸发室流到冷凝器的阻力损失，则进入冷凝器的二次蒸汽温度为100℃，此时传热的有效温度差变为
℃=30℃
与纯水蒸发相比，其温度差损失为℃。
蒸发计算中，通常将总温度差与有效温度差的差值称为温度差损失，即
（5-15）
式中----温度差损失，℃。亦称为溶液的沸点升高。对于上面NH4NO3溶液的蒸发，沸点升高仅仅是由于水中含有不挥发的溶质引起的。如果在上面的讨论中，考虑了二次蒸汽从蒸发器流到冷凝器的阻力损失，则蒸发器内的操作压力必高于冷凝器内压力，还会使溶液的沸点升高。此外，多数蒸发器的操作需维持一定的液面（膜式蒸发器除外），液面下部的压力高于液面上的压力（即蒸发器分离室中的压力），故蒸发器内底部液体的沸点还进一步升高。
综上所述，蒸发器内溶液的沸点升高（或温度差损失），应由如下三部分组成，即
（5-16）
式中
----由于溶质的存在引起的沸点升高，℃；
----由于液柱压力引起的沸点升高，℃；
----由于管路流动阻力引起的沸点升高，℃。
（1） .由于溶液中溶质存在引起的沸点升高
由于溶液中含有不挥发性溶质，阻碍了溶剂的汽化，因而溶液的沸点永远高于纯水在相同压力下的沸点。如前面的例子中，在101.3kPa下，水的沸点为100℃，而71.3%的NH4NO3（质量分率）的水溶液的沸点则为120℃。但二者在相同压力下（101.3kPa）沸腾时产生的饱和蒸汽（二次蒸汽）有相同的温度（100℃）。与溶剂相比，在相同压力下，由于溶液中溶质存在引起的沸点升高可定义为
（5-17）
式中
tB----溶液的沸点，℃。
----与溶液压力相等时水的沸点，即二次蒸汽的饱和温度，℃；
溶液的沸点tB主要与溶液的种类、浓度及压力有关。一般需由实验测定。常压下某些常见溶液的沸点可参见附录。
蒸发操作常常在加压或减压下进行。但从手册中很难直接查到非常压下溶液的沸点。当缺乏实验数据时，可以用下式近似估算溶液的沸点升高。
（5-18）
式中
----常压下（101.3kPa）由于溶质存在引起的沸点升高，℃；
----操作压力下由于溶质存在引起的沸点升高，℃；
f----校正系数，其值为
（5-19）
式中
----操作压力下二次蒸汽的温度，℃；
----操作压力下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg。
溶液的沸点亦可用杜林规则（Duhring's rule）估算。杜林规则表明：一定浓度的某种溶液的沸点与相同压力下标准液体的沸点呈线性关系。由于不同压力下的水的沸点可以从水蒸气表中查得，故一般以纯水作为标准液体。根据杜林规则，以某种溶液的沸点为纵坐标，以同压力下水的沸点为横坐标作图，可得一直线，即
（5-20）
或写成（5-21）
式中
、tB----分别为压力和p下溶液的沸点，℃；
、----分别为和p下水的沸点，℃；
k---- 杜林直线的斜率。
由式5-21可知，只要已知溶液在两个压力下的沸点，即可求出杜林直线的斜率，进而可以求出任何压力下溶液的沸点。
图片(5-15)为NaOH水溶液的杜林线图。图中每一条直线代表某一浓度下该溶液在不同压力下的沸点与对应压力下水的沸点间的关系。由图片(5-15)可知，
当溶液的浓度较低时，各浓度下杜林直线的斜率几乎平行，这表明在任何压力下，NaOH溶液的沸点升高基本上是相同的。
2．由于液柱静压头引起的沸点升高
由于液层内部的压力大于液面上的压力，故相应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点tB ，二者之差即为液柱静压头引起的沸点升高。为简便计，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程,液层的平均压力为
（5-22）
式中
pav----液层的平均压力，Pa；
----液面处的压力，即二次蒸汽的压力，Pa；
----溶液的平均密度，kg/m3；
L----液层高度，m；
g----重力加速度，m/s2.
溶液的沸点升高为
（5-23）
式中----平均压力下溶液的沸点，℃；
----液面处压力（即二次蒸汽压力）下溶液的沸点，℃。
作为近似计算，式5-23中的和可分别用相应压力下水的沸点代替。应当指出，
由于溶液沸腾时形成气液混合物，其密度大为减小，因此按上述公式求得的
值比实际值略大。
3．由于流动阻力引起的沸点升高
前已述及，二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管路阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高于冷凝器内的压力。换言之，蒸发器内的二次蒸汽的饱和温度高于冷凝器内的温度，由此造成的沸点升高以表示。与二次蒸汽在管道中的流速、物性以及管道尺寸有关，但很难定量分析，一般取经验值，约为
1~1.5℃。对于多效蒸发，效间的沸点升高一般取1℃。
2.蒸发器的传热系数(coefficient of heat transfer)
蒸发器的总传热系数的表达式原则上与普通换热器相同，即
（5-24）
式中——对流传热系数，W/(m2.℃)；
d----管径，m；
Rs----垢层热阻，(m2.℃)/ W；
b----管壁厚度，m；
k----管材的导热系数，W/(m2.℃)；
下标i表示管内侧，o表示外侧，m表示平均。
式5-24中，管外蒸汽冷凝的传热系数可按膜式冷凝的传热系数公式计算，垢层热阻值Rs可按经验值估计。
但管内溶液沸腾传热系数则受较多因素的影响，例如溶液的性质、蒸发器的型式、沸腾传热的形式以及蒸发操作的条件等等。由于管内溶液沸腾传热的复杂性，现有的计算关联式的准确性较差。下面给出几种常用蒸发器管内沸腾传热系数的经验关联式，供设计计算时参考。
（1）．强制循环蒸发器
由于在强制循环蒸发器中，加热管内的液体无沸腾区，因此可以采用无相变时管内强制湍流的计算式，即
（5-25）
式中各项符号的意义见传热一章。实验表明，式5-25的
计算值比实验值约低
25%。
（2）．标准式蒸发器
当溶液在加热管进口处的速度较低（0.2m/s 左右）时，可用下式计算
（5-26）
或
（5-26a）
式中----液体的导热系数，W/(m2.℃)；
di----加热管的内径，m；
um----平均流速，即加热管进、出口处液体流速的对数平均值，m/s；
----液体的密度，kg/m3；
----液体的粘度，；
CL----液体的比热容，kJ/(kg.℃)；
----水的表面张力，N/m；
----溶液的表面张力，N/m。
式5-26适用于常压，在高压或高真空度时误差较大。
（3）．升膜蒸发器
在热负荷较低（表面蒸发）时
（5-27）
式中—料液在平均沸点下的普兰德数（），无因次；
—液膜雷诺数（），无因次；
—气膜雷诺数（），无因次；
n----沸腾管数；
W----单位时间通过沸腾管的总质量，kg/s；
q----热通量，W/m2；
在热负荷较高（核状沸腾）时
（5-28）
式中----管材质的校正系数，其值为钢、铜：；不锈钢、铬、镍：；磨光表面：
p----绝对压力，Pa。
式5-27是在小于或等于25.4mm的管内的减压沸腾条件下获得的结果，其误差为20%。式5-28适用于常压和减压沸腾情况，其误差为20%。
（4）．降膜蒸发器
（5-29）
当
时
（5-30）
当
< 时
（5-31）
当
时
式中M----单位时间内流过单位管子周边上的溶液质量，，即
其中n----管数。
需要指出，由于上述的关联式精度较差，目前在蒸发器设计计算中，总传热系数K大多根据实测或经验值选定。表5-2列出了几种常用蒸发器K值的大致范围，可供设计时参考。
表5-2 蒸发器总传热系数K的概略值
蒸发器型式总传热系数K，W/(m2.℃)
水平浸没加热式600~2300
标准式（自然循环）600~3000
标准式（强制循环）1200~6000
悬筐式600~3000
外加热式（自然循环）1200~6000
外加热式（强制循环）1200~6000
升膜式1200~6000
降膜式1200~3500
3.传热面积(heat transfer area)计算
在蒸发器的热负荷Q、传热的有效温度差及总传热系数K确定以后，则可由式5-11计算蒸发器的传热面积，即
（5-11a）
四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性
蒸发强度与加热蒸汽的经济性是衡量蒸发装置性能的两个重要技术经济指标。1.蒸发器的生产能力和蒸发强度
蒸发器的生产能力通常指单位时间内蒸发的水量，其单位为kg/h。蒸发器生产能力的大小由蒸发器的传热速率Q来决定，即
（5-11）
如果忽略蒸发器的热损失且原料液在沸点下进料，则其生产能力为
（5-32）
式中W———蒸发器的生产能力，kg/h；
Q———蒸发器的热负荷，kJ/h；
———二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。
应当指出，蒸发器的生产能力只能笼统地表示一个蒸发器生产量的大小，并未涉及蒸发器本身的传热面积。为了定量地反映一个蒸发器的优劣，可采用如下蒸发强度的概念。
蒸发器的生产强度简称蒸发强度，系指单位时间内单位传热面积上所蒸发的水量，即
（5-33a）
式中U———蒸发强度，；
W———水蒸发量，即生产能力，kg/h；
S———蒸发器的传热面积，m2。
蒸发强度是评价蒸发器优劣的重要指标。对于给定的蒸发量而言，蒸发强度越大，则所需的传热面积越小，因而蒸发设备的投资越小。今假定沸点进料，并忽略蒸发器的热损失，则由式5-32，，代入式5-33a可得
（5-33b）
由上式可知，提高蒸发强度的基本途径是提高总传热系数K和传热温度差。（1）传热温度差的大小取决于加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力。但加热蒸汽压力的提高，常常受工厂供气条件的限制，一般为0.3~0.5MPa，有时可高到0.6~0.8MPa。而冷凝器中真空度的提高，要考虑到造成真空的动力消耗。而且随着真空度的提高，溶液的沸点降低，粘度增加，使得总传热系数K下降。因此，冷凝器的操作真空度一般不应低于10~20 kPa。
由以上分析可知，传热温度差的提高是有限制的。
（2）提高蒸发强度的另一途径是增大总传热系数。由式5-24可知，总传热系数K取决于两侧对流传热系数和污垢热阻。
蒸汽冷凝的传热系数通常总比溶液沸腾传热系数大，即在总传热热阻中，蒸汽冷凝侧的热阻较小，但在蒸发器操作中，需要及时排除蒸汽中的不凝气体，否则其热阻将大大增加，使总传热系数下降。
管内溶液侧的沸腾传热系数是影响总传热系数的主要因素。如前所述，影响
的因素很多，如溶液的性质、蒸发器的类型及操作条件等等。由前面介绍的沸腾传热系数的关联式可以了解影响的若干因素，以便根据实际的蒸发任务，选择适宜的蒸发器型式及其操作条件。
管内溶液侧的污垢热阻往往是影响总传热系数的重要因素。特别当蒸发易结垢和有结晶析出的溶液时，极易在传热面上形成垢层，使K值急剧下降。为了减小垢层热阻，通常的办法是定期清洗。此外，亦可采用减小垢层热阻的其它措施。例如，选用适宜的蒸发器型式（如强制循环或列文蒸发器等）；在溶液中加入晶种或微量阻垢剂等等。
2.加热蒸汽的经济性
如前所述，蒸发过程是一个能耗较大的单元操作，因此能耗是蒸发过程优劣的另一个重要评价指标，通常以加热蒸汽的经济性来表示。加热蒸汽的经济性系指
1kg生蒸汽可蒸发的水分量，即
（5-34）
为了提高加热蒸汽的经济性，可有多种途径。有关内容在下一节将要详细讨论。如前所述，单效蒸发时，单位加热蒸汽消耗量大于1，即每蒸发1kg水需消耗不少于1kg的加热蒸汽。因之，对于大规模的工业蒸发过程，如果采用单效操作必然消耗大量的加热蒸汽，这在经济上是不合理的。有鉴于此，工业上多采用多效蒸发操作。
在多效蒸发中，各效的操作压力依次降低，相应地，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点亦依次降低。因此，只有当提供的新鲜加热蒸汽的压力较高或末效采用真空的条件下，多效蒸发才是可行的。以三效蒸发为例，如果第一效的加热蒸汽为低压蒸汽（如常压），显然末效（第三效）应在真空下操作，才能使各效间都维持一定的压力差及温度差；反之，如果末效在常压下操作，则要求第一效的加热蒸汽有较高的压力。
单效蒸发及计算汇总
单效蒸发及计 算 一.物料衡算 二.能量衡算 1．可忽略溶液稀释热的情况 三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 一.物料衡算(material balance) 2．溶液稀释热不可忽略的情况 2.蒸发器的传热 系数 2.加热蒸汽的经 济性 对图片5-13 所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分 别为 (5- 1) (5- 2) 3.传热面积计算 式中
F———原料液量，kg/h ； W———水的蒸发量，kg/h ； L———完成液量，kg/h ； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算(energy balance) 仍参见图片(5-13) ，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得 (5-3) 或(5-3a ) 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h ； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg ； h0———原料液的焓，kJ/kg ； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg ； h1———完成液的焓，kJ/kg ； hc ———冷凝水的焓，kJ/kg ； QL———蒸发器的热损失，kJ/h ； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h 。 由式5-3 或5-3a 可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D 以及蒸发器的热负荷Q
溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3 或5-3a 求算D 时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶 液为基准，则 （5-4） （5-4a ） 将上二式代入式5-3a 得 （5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃ ； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 （5-5） （5-5a） 式中 CW———水的比热容，℃；
单效蒸发及计算
单效蒸发及计算 一.物料衡算(materialbalance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算(energybalance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得
（5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。 溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5-4a） 将上二式代入式5-3a得
（5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容，℃； CB———溶质的比热容，℃。 将式5-5与5-5a联立消去CB并代入式5-2中，可得 ，再将上式代入式5-3b中，并整理得 （5-6） 由于已假定加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，则上式中的即为加热蒸汽的冷凝潜热，即 (5-7) 但由于溶液的沸点升高，二次蒸汽的温度与溶液温度t1并不相同（下面还要详细讨论）。但作为近似，可以认为 （5-8） 式中
单效中央循环管蒸发器
食品工程原理课程设计说明书 番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计 ： 学号： 班级： 年月日 设计任务书
目录1.前言
1.1 概述 1.2蒸发器选型 2.单效蒸发工艺计算 2.1 物料衡算 2.2 热量衡算 2.3 传热面积计算 2.4 计算结果列表 3.蒸发器主体工艺设计 3.1 加热管的选择和管数的初步估计 3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计 3.1.2 循环管的选择 3.1.3 加热室直径的确定 3.1.4 分离室直径与高度的确定 3.2 接管尺寸的确定 3.3 进料方式及加热管排布方式的确定 3.3.1进料方式的确定 3.3.2加热管排布方式的确定 3.4 仪表、视镜与人孔的确定 3.5 蒸发器主要部件规格列表 4.蒸发装置的辅助设备 4.1 气液分离器 4.2 蒸汽冷凝器 5.结语 致谢 附表 参考文献 1.前言 1·1 概述
食品工程原理是食品工程与科学专业主要课程之一，食品工业包含诸多的单元操作，如蒸发、结晶、杀菌等，本课程均有介绍。本次设计题目为番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计。通过设计，一方面提高学生对食品工业单元操作的认识，另一方面加深学生对食品工程原理课程的理解与掌握。 本设计涉及的单元操作为蒸发。蒸发是典型的传热过程，即是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，使其中的挥发性溶剂部分汽化从而将溶液浓缩的过程。蒸发是一种分离操作，广泛应用于化工、轻工、制药和食品等许多工业中溶剂为挥发性而溶质为非挥发性的场合。在许多场合，蒸发系统的热量经济性成为整个生产流程的关键因素。工业上蒸发主要以浓缩和分离为主要目的。本设计以浓缩为主要目的，设计出将番茄汁的可溶性固形物含量由8％浓缩为40％的单效连续加料蒸发装置。 本设计首先确定浓缩罐的处理能力为6t/h番茄汁原浆。 根据选用蒸发器的特点进行物料衡算、热量衡算，进一步确定换热器的传热面积。根据经验及相关文献，选取加热管的长度为1.3m，管径为50mm。进而确定加热管数目，并确定排布方式。根据加热管截面积与中央循环管的截面积的关系以及中央循环管直径与加热室直径的关系确定中央循环管的直径和加热室的直径。从而完成加热室的设计；根据分离室与加热室的比例关系确定分离室的尺寸；根据物料流量及特性确定各输送管道的直径、选材以及其他部位的选材并确定定气液分离器以及冷凝器的型 号；最后在需要的部位安装相关仪表、视镜以及人孔。 1·2蒸发器选型 蒸发操作的蒸发器有悬筐式蒸发器、强制循环蒸发 器、升膜式蒸发器、降膜式蒸发器、中央循环管式蒸发 器等，本设计采用的是中央循环管式蒸发器，其简介如 下： 1·2·1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。当加热室液体被加热沸腾时，中央 循环管气液混合物的平均密度较大；而其余加热管气液 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。二次蒸汽于蒸发室中经气液分离器与溶液分离后上升，由冷凝器冷凝。
蒸发器换热系数的理论数值.
6．3．2 蒸发过程的传热系数 蒸发中的传热系数K是影响蒸发设计计算的重要因素之一。根据传热学知识知 （6-6） 上式忽略了管壁厚度的影响。式中蒸汽冷凝传热系数αo可按膜式冷凝的公式计算；管壁热阻R W往往可以忽略；污垢热阻Rs 可按经验值估计，确定蒸发总传热系数K的关键是确定溶液在管内沸腾的传热膜系数a i。研究表明影响a i的因素较多，如溶液的性质、浓度、沸腾方式、蒸发器结构型式及操作条件等，具体计算可参阅有关文献 [1,6]。 一、总传热系数的经验值 目前，虽然已有较多的管内沸腾传热研究，但因各种蒸发器内的流动情况难以准确预料，使用一般的经验公式有时并不可靠；加之管内污垢热阻会有较大变化，蒸发的总传热系数往往主要靠现场实测。表6-1给出了常用蒸发器的传热系数范围，可供参考。 表6-1 常用蒸发器传热系数K的经验值 蒸发器的型式总传热系数K, W / (m2K) 标准式（自然循环）600～3000 标准式（强制循环）1200～6000 悬筐式600～3000 升膜式1200～6000
降膜式1200～3500 二、提高总传热系数的方法 管外蒸汽冷凝的传热膜系数αo通常较大，但加热室内不凝性气体的不断积累将使管外传热膜系数αo减小，故须注意及时排除其中的不凝性气体以降低热阻。管内沸腾传热膜系数αi涉及到管内液体自下而上经过管子的两相流动。在管子底部，液体接受热量但尚未沸腾，液体与管壁之间传热属单相对流传热，传热系数较小；沿管子向上，液体逐渐沸腾汽泡渐多，起初的传热方式与大容积沸腾相近。由于密度差引起的自然对流会造成虹吸作用，管中心的汽泡快速带动液体在管壁四周形成液膜向上流动，流动液膜与管壁之间的传热膜系数逐渐增加并达最大值。但如果管子长度足够，沿管子再向上液膜会被蒸干，汽流夹带着雾滴一起流动，传热系数又趋下降。因此，为提高全管长内的平均传热系数，应尽可能扩大膜状流动的区域。 管内壁液体一侧的污垢热阻Rs与溶液的性质、管内液体的运动状况有关。由于溶液中常含有少量的杂质盐类如CaSO4、CaCO3、Mg(OH)2等，溶液在加热表面汽化会使这些盐的局部浓度达到过饱和状态，从而在加热面上析出，形成污垢层。尤其是CaSO4等，其溶解度随温度升高而下降，更易在传热面上结垢，且质地较硬，难以清除；以CaCO3为主的垢层质地虽软利于清除，但导热系数较小；此外，垢层的多孔性也使其导热系数较低。所以即使厚度为1～2mm的垢层也具有较大的热阻。为降低Rs，工程上可采取定期清理、提高循环速度、加阻垢剂，或添加少量晶种使易结晶的物料在溶液中而不是在加热面上析出等方法。 返回目录 6.5.2 多效蒸发的优缺点
单效蒸发过程分析参考文本
单效蒸发过程分析参考文 本 In The Actual Work Production Management, In Order To Ensure The Smooth Progress Of The Process, And Consider The Relationship Between Each Link, The Specific Requirements Of Each Link To Achieve Risk Control And Planning 某某管理中心 XX年XX月
单效蒸发过程分析参考文本 使用指引：此安全管理资料应用在实际工作生产管理中为了保障过程顺利推进，同时考虑各个环节之间的关系，每个环节实现的具体要求而进行的风险控制与规划，并将危害降低到最小，文档经过下载可进行自定义修改，请根据实际需求进行调整与使用。 一、单效蒸发的流程 如图13—1所示是一套典型的单效蒸发操作装置流 程，左面的设备是用来进行蒸发操作的主体设备蒸发器， 它的下部是由若干加热管组成的加热室1，加热蒸汽在管间 (壳方)被冷凝，它所释放出来的冷凝潜热通过管壁传给被加 热的料液，使溶液沸腾汽化。在沸腾汽化过程中，将不可 避免地要夹带一部分液体，为此，在蒸发器的上部设置了 一个称为分离室2的分离空间，并在其出口处装有除沫装 置，以便将夹带的液体分离开，蒸汽则进入冷凝器4内， 被冷却水冷凝后排出。在加热室管内的溶液中，随着溶剂 的汽化，溶液浓度得到提高，浓缩以后的完成液从蒸发器 的底部出料口排出。
蒸发操作可以在常压、加压或减压下进行，上述流程是采用减压蒸发操作的。减压蒸发是指在低于大气压的条件下进行的蒸发，具有如下优点： ①在加热蒸汽压强相同的情况下，减压蒸发时溶液的沸点低，传热温差可以增大，当传热量一定时，蒸发器的传热面积可以相应地减小； ②可以蒸发不耐高温的溶液； ③可以利用低压蒸汽或废气作为加热剂； ④操作温度低，损失于外界的热量也相应地减小。 但是，减压蒸发也有一定的缺点，这主要是由于溶液沸点降低，黏度增大，导致总的传热系数下降，同时还要有减压装置，需配置如图中 所示的真空泵、缓冲罐、气液分离器等辅助设备，使基建费用和操作费用相应增加。
蒸发器计算说明
蒸发器设计计算 已知条件：工质为R22，制冷量kW 3，蒸发温度C t ?=70，进口空气的干球温度为C t a ?=211，湿球温度为C t b ?=5.151，相对湿度为34.56=φ％；出口空气的干球温度为C t a ?=132，湿球温度为C t b ?=1.112，相对湿度为80=φ％；当地大气压力Pa P b 101325=。 （1）蒸发器结构参数选择 选用mm mm 7.010?φ紫铜管，翅片厚度mm f 2.0=δ的铝套片，肋片间距 mm s f 5.2=，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向管间距mm s 251=，沿气流方向的管排数4=L n ，迎面风速取s m w f /3=。 （2）计算几何参数 翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为 mm d d f o b 4.102.02102=?+=+=δ 沿气流方向的管间距为 mm s s 65.21866.02530cos 12=?=?= 沿气流方向套片的长度为 mm s L 6.8665.21442=?== 设计结果为mm s L 95.892565.2132532=+?=+= 每米管长翅片表面积： f b f s d s s a 100042221? ??? ? ? -?=π ()5.21000 4.10414.36 5.212522? ?? ? ???-??= m 23651.0= 每米管长翅片间管子表面积：
f f f b b s s d a ) (δπ-= ()5 .21000 2.05.24.1014.3? -??= m m 203.0= 每米管长总外表面积： m m a a a b f of 23951.003.03651.0=+=+= 每米管长管内面积： m m d a i i 2027.0)20007.001.0(14.3=?-?==π 每米管长的外表面积： m m d a b b 2003267.00104.014.3=?==π 肋化系数： 63.14027 .03951 .0== = i of a a β 每米管长平均直径的表面积： m d a m m 2 02983.020086.00104.014.3=?? ? ??+?==π （3）计算空气侧的干表面传热系数 ①空气的物性 空气的平均温度为 C t t t a a f ?=+=+= 172 1321221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ ()K kg kJ c pf ?=1005 704.0=rf P s m v f 61048.14-?=
单效蒸发过程分析示范文本
文件编号：RHD-QB-K6454 （安全管理范本系列） 编辑：XXXXXX 查核：XXXXXX 时间：XXXXXX 单效蒸发过程分析示范 文本
单效蒸发过程分析示范文本 操作指导：该安全管理文件为日常单位或公司为保证的工作、生产能够安全稳定地有效运转而制定的，并由相关人员在办理业务或操作时进行更好的判断与管理。，其中条款可根据自己现实基础上调整，请仔细浏览后进行编辑与保存。 一、单效蒸发的流程 如图13—1所示是一套典型的单效蒸发操作装置流程，左面的设备是用来进行蒸发操作的主体设备蒸发器，它的下部是由若干加热管组成的加热室1，加热蒸汽在管间(壳方)被冷凝，它所释放出来的冷凝潜热通过管壁传给被加热的料液，使溶液沸腾汽化。在沸腾汽化过程中，将不可避免地要夹带一部分液体，为此，在蒸发器的上部设置了一个称为分离室2的分离空间，并在其出口处装有除沫装置，以便将夹带的液体分离开，蒸汽则进入冷凝器4内，被冷却水冷凝后排出。在加热室管内的溶液中，随着溶剂的
汽化，溶液浓度得到提高，浓缩以后的完成液从蒸发器的底部出料口排出。 蒸发操作可以在常压、加压或减压下进行，上述流程是采用减压蒸发操作的。减压蒸发是指在低于大气压的条件下进行的蒸发，具有如下优点： ①在加热蒸汽压强相同的情况下，减压蒸发时溶液的沸点低，传热温差可以增大，当传热量一定时，蒸发器的传热面积可以相应地减小； ②可以蒸发不耐高温的溶液； ③可以利用低压蒸汽或废气作为加热剂； ④操作温度低，损失于外界的热量也相应地减小。 但是，减压蒸发也有一定的缺点，这主要是由于溶液沸点降低，黏度增大，导致总的传热系数下降，
单效蒸发过程分析
编号：SM-ZD-16091 单效蒸发过程分析 Organize enterprise safety management planning, guidance, inspection and decision-making, ensure the safety status, and unify the overall plan objectives 编制：____________________ 审核：____________________ 时间：____________________ 本文档下载后可任意修改
单效蒸发过程分析 简介：该安全管理资料适用于安全管理工作中组织实施企业安全管理规划、指导、检查和决策等事项，保证生产中的人、物、环境因素处于最佳安全状态，从而使整体计划目标统一，行动协调，过程有条不紊。文档可直接下载或修改，使用时请详细阅读内容。 一、单效蒸发的流程 如图13—1所示是一套典型的单效蒸发操作装置流程，左面的设备是用来进行蒸发操作的主体设备蒸发器，它的下部是由若干加热管组成的加热室1，加热蒸汽在管间(壳方)被冷凝，它所释放出来的冷凝潜热通过管壁传给被加热的料液，使溶液沸腾汽化。在沸腾汽化过程中，将不可避免地要夹带一部分液体，为此，在蒸发器的上部设置了一个称为分离室2的分离空间，并在其出口处装有除沫装置，以便将夹带的液体分离开，蒸汽则进入冷凝器4内，被冷却水冷凝后排出。在加热室管内的溶液中，随着溶剂的汽化，溶液浓度得到提高，浓缩以后的完成液从蒸发器的底部出料口排出。 蒸发操作可以在常压、加压或减压下进行，上述流程是采用减压蒸发操作的。减压蒸发是指在低于大气压的条件下进行的蒸发，具有如下优点： ①在加热蒸汽压强相同的情况下，减压蒸发时溶液的沸
ASPEN Plus 例题-单效蒸发器
ASPEN Plus 介绍 单效蒸发器 练习1: 单效蒸发器 (沸点不升高) 这个练习解决问题 8.4-12 (Geankoplis)：在一个单效蒸发器中，将进料为10000 lb/h 浓度为15 wt%的蔗糖水溶液提浓到30 wt%，如下图。使用的饱和蒸汽为240 o F ，蒸发器中蒸汽压力为1 atm (绝压)。总的传热系数为 350 btu/h ft 2 o F. 计算蒸汽用量和所需面积。 创建流程 利用 Aspen 的Help 菜单找到表示蒸发过程的合适的设备。 Help 菜单指导我们使用 Flash 2 (在ASPEN 主窗口下方的“Separator ” 条中)。到屏幕下方选择 Separator>Flash2； 移动指针点击鼠标左键将单元或称“块”放置在Aspen 窗口中。
注意：可以完成同样的分离任务的设备可能不止一种，有一些的应用更为简单。如果你发现选用的设备要求输入的条件超过你掌握的，你可以试试换一种简单的设备模型。 通过选择“material streams”按钮添可以在流程上加物料流。进料物流可以从屏幕空白处一直拉到设备的进口端，产品物流可以从出口端一直拉到屏幕空白处。 放置了块和物流后，可以通过点击鼠标右键对它们进行删除、重命名和重新连接。 流程图绘制完成后，就要对每股物流输入过程数据。 输入过程数据 (在窗口上部的Data 菜单中) Setup – (给定问题的一般信息) 在适当的地方给问题命名并指定英制单位。 注意: 点击数据浏览器右上角的蓝色带箭头的按钮（NEXT按钮），系统会指导你有步骤的输入过程参数，强烈推荐这样作！！！ Components – (在这里你要列举所有参与过程的化学组分) T在 Component Name栏键入“sucrose”（蔗糖）或在formula 栏键入“C12H22O11”。你还必须给蔗糖一个“Component ID”…一个将在所有输出表格用于表示这种物质的昵称。在另一行定义 water（水）。
单效降膜式蒸发器的设计
食品工程原理 课程设计说明书单效降膜式蒸发器的设计 姓名： 学号： 班级： 指导老师： 年月日 目录
1.前言 1.1 概述 1.2蒸发器选型 2.单效蒸发工艺计算 2.1 物料衡算 2.2 热量衡算 2.3 传热面积计算 2.4 计算结果列表 3.蒸发器主体工艺设计 3.1 加热管的选择和管数的初步估计 3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计 3.1.2 循环管的选择 3.1.3 加热室直径的确定 3.1.4 分离室直径与高度的确定 3.2 接管尺寸的确定 3.3 进料方式及加热管排布方式的确定 3.3.1进料方式的确定 3.3.2加热管排布方式的确定 3.4 仪表、视镜与人孔的确定 3.5 蒸发器主要部件规格列表 4.蒸发装置的辅助设备 4.1 气液分离器 4.2 蒸汽冷凝器 5.结语 致谢 附表 参考文献
任务书一、设计意义
二、蒸发工艺设计计算 （1）蒸浓液浓度计算 多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气（生蒸气）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。 蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。 ①根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。 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。 43028*10*10*0.542735/300*24*0.13 X 13% W F*142735*131624/X 50% F kg h kg h ===-=-=蒸发水量：（）（）（2）溶液沸点和有效温度差的确定 由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： 单效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：
单效蒸发过程分析(最新版)
Safety is the goal, prevention is the means, and achieving or realizing the goal of safety is the basic connotation of safety prevention. （安全管理） 单位：___________________ 姓名：___________________ 日期：___________________ 单效蒸发过程分析(最新版)
单效蒸发过程分析(最新版)导语：做好准备和保护，以应付攻击或者避免受害，从而使被保护对象处于没有危险、不受侵害、不出现事故的安全状态。显而易见，安全是目的，防范是手段，通过防范的手段达到或实现安全的目的，就是安全防范的基本内涵。 一、单效蒸发的流程 如图13—1所示是一套典型的单效蒸发操作装置流程，左面的设备是用来进行蒸发操作的主体设备蒸发器，它的下部是由若干加热管组成的加热室1，加热蒸汽在管间(壳方)被冷凝，它所释放出来的冷凝潜热通过管壁传给被加热的料液，使溶液沸腾汽化。在沸腾汽化过程中，将不可避免地要夹带一部分液体，为此，在蒸发器的上部设置了一个称为分离室2的分离空间，并在其出口处装有除沫装置，以便将夹带的液体分离开，蒸汽则进入冷凝器4内，被冷却水冷凝后排出。在加热室管内的溶液中，随着溶剂的汽化，溶液浓度得到提高，浓缩以后的完成液从蒸发器的底部出料口排出。 蒸发操作可以在常压、加压或减压下进行，上述流程是采用减压蒸发操作的。减压蒸发是指在低于大气压的条件下进行的蒸发，具有如下优点： ①在加热蒸汽压强相同的情况下，减压蒸发时溶液的沸点低，传
单效蒸发及计算
单效蒸发及计算 Prepared on 22 November 2020
单效蒸发及计算 一.物料衡算(materialbalance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分 率。 二.能量衡算(energybalance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得
（5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。 溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5- 4a）
单效中央循环管蒸发器
食品工程原理课程设计说明书番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计 姓名： 学号： 班级：
设计任务书
1.前言 1.1概述 1.2 蒸发器选型 单效蒸发工艺计算 2.1物料衡算 2.2热量衡算 2.3传热面积计算 2.4计算结果列表 3.蒸发器主体工艺设计 3.1加热管的选择和管数的初步估计 3.1.1加热管的选择和管数的初步估计 3.1.2循环管的选择 3.1.3加热室直径的确定 3.1.4分离室直径与高度的确定 3.2 接管尺寸的确定 3.3 进料方式及加热管排布方式的确定 3.3.1进料方式的确定 3.3.2加热管排布方式的确定 3.4仪表、视镜与人孔的确定 3.5蒸发器主要部件规格列表 4.蒸发装置的辅助设备 4.1 气液分离器 4.2蒸汽冷凝器 5.结语 致谢 附表 参考文献
1.前言 1·1 概述 食品工程原理是食品工程与科学专业主要课程之一，食品工业包含诸多的单元操作，如蒸发、结晶、杀菌等，本课程均有介绍。本次设计题目为番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计。通过设计，一方面提高学生对食品工业单元操作的认识，另一方面加深学生对食品工程原理课程的理解与掌握。 本设计涉及的单元操作为蒸发。蒸发是典型的传热过程，即是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，使其中的挥发性溶剂部分汽化从而将溶液浓缩的过程。蒸发是一种分离操作，广泛应用于化工、轻工、制药和食品等许多工业中溶剂为挥发性而溶质为非挥发性的场合。在许多场合，蒸发系统的热量经济性成为整个生产流程的关键因素。工业上蒸发主要以浓缩和分离为主要目的。本设计以浓缩为主要目的，设计出将番茄汁的可溶性固形物含量由8％浓缩为40％的单效连续加料蒸发装置。 本设计首先确定浓缩罐的处理能力为6t/h 番茄汁原浆。 根据选用蒸发器的特点进行物料衡算、热量衡算，进一步确定换热器的传热面积。根据经验及相关文献，选取加热管的长度为1.3m，管径为50mm。进而确定加热管数目，并确定排布方式。根据加热管截面积与中央循环管的截面积的关系以及中央循环管直径与加热室直径的关系确定中央循环管的直径和加热室的直径。从而完成加热室的设计；根据分离室与加热室的比例关系确定分离室的尺寸；根据物料流量及特性确定各输送管道的直径、选材以及 其他部位的选材并确定定气液分离器以及冷凝器的型号；最后在需要的部位安装相关仪表、视镜以及人孔。1·2 蒸发器选型 蒸发操作的蒸发器有悬筐式蒸发器、强制循环蒸发器、 升膜式蒸发器、降膜式蒸发器、中央循环管式蒸发器等，本 设计采用的是中央循环管式蒸发器，其简介如下： 1·2·1 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。当加热室内液体被加热沸腾时，中内 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。二次蒸汽于蒸发室中经气液分离器与溶液分离后上升，由冷凝器冷凝。(如图1 所示)
单效蒸发及计算.docx
单效蒸发及计算 一.物料衡算 (materialbalance) 对图片 5-13 所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 F———原料液量， kg/h； W———水的蒸发量， kg/h； L———完成液量， kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算 (energybalance) 仍参见图片 (5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量 衡算得 （ 5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量， kg/h； H———加热蒸汽的焓， kJ/kg； h0———原料液的焓， kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓， kJ/kg； h1———完成液的焓， kJ/kg； hc———冷凝水的焓， kJ/kg； QL———蒸发器的热损失， kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。
由式 5-3 或 5-3a 可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量 D 以及蒸发器的热负荷 Q。 溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式 5-3 或 5-3a 求算 D 时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以 0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5-4a） 将上二式代入式5-3a 得 （5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃ ； C1———完成液的比热容，℃； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW ———水的比热容， ℃ ； CB———溶质的比热容， ℃ 。 将式 5-5 与 5-5a 联立消去 CB 并代入式 5-2 中，可得，再将上式代入式 5-3b 中，并整理得 （5-6） 由于已假定加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，则上式中的即为加热蒸汽 的冷凝潜热，即 (5-7) t1 并不相同（下面还要详但由于溶液的沸点升高，二次蒸汽的温度与溶液温度 细讨论）。但作为近似，可以认为 （ 5-8） 式中 r——加热蒸汽的冷凝潜热， kJ/kg； r'——二次蒸汽的冷凝潜热， kJ/kg。 将式 5-7 及式 5-8 代入式 5-6 中，可得 o （5-9） 1）原料液由 t0 升温到沸点 t1；（2）上式表示加热蒸汽放出的热量用于：（ 使水在 t1 下汽化成二次蒸汽以及（ 3）热损失。 若原料液在沸点下进入蒸发器并同时忽略热损失，则由式 5-9 可得单位蒸汽消耗量 e 为
单效蒸发及计算汇总
单效蒸发及计算 一.物料衡算 二.能量衡算 1．可忽略溶液稀释热的情况2．溶液稀释热不可忽略的情况 三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 2.蒸发器的传热系数 3.传热面积计算 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 2.加热蒸汽的经济性 一.物料衡算(material balance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中
F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算(energy balance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得 （5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。
溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5-4a） 将上二式代入式5-3a得 （5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容，℃； CB———溶质的比热容，℃ 。
单效蒸发及计算
一.物料衡算 二.能量衡算 1．可忽略溶液稀释热的情况2．溶液稀释热不可忽略的情况 三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 2.蒸发器的传热系数 3.传热面积计算 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 2.加热蒸汽的经济性 单效蒸发及计算 一.物料衡算(materialbalance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算(energybalance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得 （5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。
溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5-4a） 将上二式代入式5-3a得 （5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容，℃； CB———溶质的比热容， ℃。 将式5-5与5-5a联立消去CB并代入式5-2中，可得，再将上式代入式5-3b中，并整理得 （5-6） 由于已假定加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，则上式中的即为加热蒸汽的冷凝潜热，即 (5-7) 但由于溶液的沸点升高，二次蒸汽的温度与溶液温度t1并不相同（下面还要详细讨论）。但作为近似，可以认为 （5-8） 式中 r——加热蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg； r'——二次蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg。 将式5-7及式5-8代入式5-6中，可得o （5-9） 上式表示加热蒸汽放出的热量用于：（1）原料液由t0升温到沸点t1；（2）使水在t1下汽化成二次蒸汽以及（3）热损失。 若原料液在沸点下进入蒸发器并同时忽略热损失，则由式5-9可得单位蒸汽消耗量e为 （5-10）
单效蒸发
7.2 单效蒸发 7.2.1 单效蒸发的计算 对于单效蒸发，在给定的生产任务和确定了操作条件以后，通常需要计算以下的这些内容： ① 分的蒸发量； ② 热蒸汽消耗量； ③ 发器的传热面积。 要解决以上问题，我们可应用物料衡算方程，热量衡算方程和传热速率方程来解决。 （1）物料衡算 溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，单位时间进入和离开蒸发器的量相等，即 w W F Fw )(0-= 水分蒸发量： )1(0w w F W - = （1） 完成液的浓度： W F Fw w -=0 （2） （2）热量衡算 对蒸发器作热量衡算，当加热蒸汽在饱和温度下排出时， 损Q Di WI i W F Fi DI s +++-=+)(0s （3） 或 损Q i I W i i F i I D s s +-+-=-)()()(0 （4） 式中 D ——加热蒸汽消耗量，kg/s ； 0t ，t ——加料液与完成液的温度，℃； 0i ，i ，s i ——加料液，完成液和冷凝水的热焓，kJ/kg ； I ，s I ——二次蒸汽和加热蒸汽的热焓，kJ/kg 。 式中热损失损Q 可视具体条件来取加热蒸汽放热量（0Dr ）的某一百分数。 用以上两个式子进行计算时，必须预知溶液在一定浓度和温度下的焓。对于大多数物料的蒸发，可以不计溶液的浓缩热，而由比热求得其焓。习惯上取0℃为基准，即0℃时的焓为零，则有 0*T c i s = 000000t c t c i =-= ct ct i =-=0 0c 、c ——料液和完成液的比热，kJ/kg ·K 。 代入前面的两式得 损Q ct I W t c c F i I D t s s +-+-=-)()()(00 为了避免使用不同溶液浓度下的比热，可以近似认为溶液的比热容和所含溶质的浓度呈加和关系，即 0B 0*0)1(w c w c c +-= w c w c c B *)1(+-= 式中 * c ——水的比热，kJ/kg ； B c ——溶质的比热，kJ/kg 。 由（3）或（4）可得加热蒸汽的消耗量为 s s i I Q i I W i i F D -+-+-= 损)()(0 ① 忽略浓缩热时
单效蒸发器范文
单效蒸发器篇(一):单效蒸发器蒸发计算方式最详细总结，还有案例分析哦 在蒸发结晶系统操作过程中，时常也伴随着许多的数值和计算，今天小七详细为您说明单效蒸发器蒸发过程中，在给定生产任务和操作条件要完成的计算。 蒸发水量的计算 对图5-13所示蒸发器进行溶质的物料衡算，可得 Fx0=(F-W)x1=Lx1 由此可得水的蒸发量 完成液的浓度 式中 F——原料液量，kg/h； W——蒸发水量，kg/h； L——完成液量，kg/h； x0——原料液中溶质的浓度，质量分数； x1——完成液中溶质的浓度，质量分数。 加热蒸汽消耗量的计算 加热蒸汽用量可通过热量衡算求得，即对图5-13作热量衡算可得 DH Fh0=WH Dhc QL （5—3） 或Q=D(H-hc)=WH’ Lh1-Fh0 QL（5—3a） 式中 H——加热蒸汽的焓，kJ/kg ; H′——二次蒸汽的焓，kJ/kg ;
h0——原料液的焓，kJ/kg ; h1——完成液的焓，kJ/kg ; hc——加热室排出冷凝液的焓，kJ/h ; Q——蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h ; QL——热损失，可取Q的某一百分数，kJ/kg ; c0、c1——为原料、完成液的比热，kJ/(kg·℃) 。 考虑溶液浓缩热不大，并将H′取t1下饱和蒸汽的焓，则（9—3a）式可写成 （5—4） 式中r 、r′——分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。 若原料由预热器加热至沸点后进料（沸点进料），即t0=t1，并不计热损失，则（4—5）式可写为 （5—5） 或 （5—5a） 式中D/W称为单位蒸汽消耗量，它表示加热蒸汽的利用程度，也称蒸汽的经济性。由于蒸汽的汽化潜热随压力变化不大，故r=r′。对单效蒸发而言，D/W=1，即蒸发一千克水需要约一千克加热蒸汽，实际操作中由于存在热损失等原因，D/W ≈1。可见单效蒸发的能耗很大，是很不经济的。 传热面积的计算 蒸发器的传热面积可通过传热速率方程求得，即 （5—6） 或 （5—6a） 式中