单效降膜式蒸发器的设计

单效降膜式蒸发器的设计 ©沐s瞬

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： ___________________

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

任务书、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。

P, T

单效驀发■示議圈 42735kg/h 蒸发水量：W F*(1 X0)42735* c150%)

31624kg/h

(2)溶液沸

8*104*103*0.5 300*24*0.13

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：

蒸汽 压力 (KPa) 温度(c) 汽化热 (kJ/kg) 加热蒸汽 500 151.7 2113.2 二次蒸汽 20 60 2355

单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 t CT,

T，K)

式中 t -—-有效总温度差，为各效有效温度差 之和，°c。 T-----第一效加热蒸气的温度，C。

T J----

冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和 温度，°C 0.764 总的温度差损失，为各效温度差 损失之和,C,

=/+K帀

式中 1---由于溶液的蒸汽压下降而引起的温 度差损失，C,

由于蒸发器溶液的静压强而引起的温 度差损失，C,

/〃----由于管道流体阻力产生压强降而引 起的温度差损失,C,

① 由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 2 2 f 0.0162— 0.0162(273.2 6°)

r 2355

'0.764*1.82 1.370C

② 由于溶液静压强所因引起的温度差损失 由于本设计采用降膜式蒸发器，无静液压效 应，所以 =0 量消耗造成的温度损失，记作 III III 。 受管道长度、

③ 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差 损失 二次蒸汽由分离器到冷凝器的流动中，在管道

内会产生阻力损失，也可能会散失热量了，这些能 直径和保温情况等影响。计算时，一般取

=0.5 〜1.5K。

本设计取=1.0K 根据以估算的二次蒸汽压强・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

''=1.37+1=2.370 由手册可查得500KPa饱和蒸汽压的温度为 151.70,汽化热为 2113.2KJ/kg tm Ts T1 151.7 60 2.37 89.330 (3)加热蒸汽消耗量的计算

加热蒸汽量可通过热量衡算求得，对图 1做热量衡 算:式中: ho

hi

hc

Q QL

co, q

完成液的焓，kJ/kg; 加热室排除冷凝液的焓，kJ/kg; -蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/kg; 热损失，

可取Q的某一百分数，kJ; -分别为原料、完成液的比热，kJ(/kg. C ).

rs 2113.5 (4)蒸发器的传热面积的计算

DH Fh0 WH (F W)h Dhc Ql H------加热蒸汽的焓，kJ/kg; H'

------二次蒸汽的焓，kJ/kg;

原料液的焓，kJ/kg; 考虑溶液浓缩不大，将H取%下饱和蒸汽的焓，则

D FCo(ti t°) Wry

Q

L

rs

式中rs,rv 分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜

热，kJ/kg. 不计热量损失，则 t。)Wrv 31624*2355 DFC°(t1 42735*3.75*(60 25)37896 8 kg/h 传热面积方程为 K----

传热系数，

t-传热温度差，

C

S——传热面积，

式中 Q---换热热流量，W

W/ (m2-°C). 3 7 Q Drs 37896.8*2113.2*10 3 /3600 2.225*10 W

tm 89.33C 降膜式蒸发器的总传热系数为1200~3500 W/ (m2C)，取 K=2000 W/(m2C)

S亠津107 124間 K tm2000*89.33

为安全计取 s=124*1.18=146m2

计算结果列表： 加热蒸汽温度(C) 151.7

操作压强Pi/ (KPa) 500 溶液沸点ti

(C)

60

完成液浓度(%) 50 蒸发水量Wi (Kg/h ) 31624 生蒸汽量D (Kg/h ) 37896.8 传热面积Si (m2) 146 、蒸发器工艺尺寸计算

我们选取的单效外热式循环管式蒸发器的计 算方法如281( 根)

下。 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38*2.5mm无缝钢

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=3m， 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' s ________________ 146 _______ d0(L 0.1) 3.14 57 10 3 (3 0.1)

式中: S----蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计 算决定

（优化后的面积）； do----加热管外径，m ； 42735 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) 复核总传热系数

馆内沸腾传热系数ai按进口条件算。桃汁的粘 度取 L=0.7*10-3Pa • S M F "7 din L 3.14*0.05*281*0.7*10 3*3600 384