食品工程原理课程设计说明书
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任务书
设计任务及操作条件
含固形物16%（质量分率，下同）的鲜牛乳，拟经双效真空蒸发装置进行浓缩，要求成品浓度为49%，原料液温度为第一效沸点（60℃），加热蒸汽压力为450kPa(表)，冷凝器真空度为94kPa，日处理量为15吨/天，日工作时间为8小时，试设计该蒸发过程。假定采用中央循环管式蒸发器，双效并流进料，效间流动温差损失设为1K，第一效采用自然循环，传热系数为900w/( m2·k)，第二效采用强制循环，传热系数为1800w/( m2·k)，各效蒸发器中料液液面均为1m，各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出，并假设各效传热面积相等，忽略热损失。
目录
1蒸发工艺设计计算--------------------------------------------------------1 1?1蒸浓液浓度计算--------------------------------------------------------1 1?2溶液沸点和有效温度差的确定--------------------------------------------1 1?2?1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失--------------------------2 1?2?2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失------------------------------2 1?2?3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失------------------------3 1?4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布----------------------------4 1?5有效温差再分配--------------------------------------------------------5 2蒸发器工艺尺寸计算------------------------------------------------------7 2?1加热管的选择和管数的初步估计------------------------------------------7 2?1?1加热管的选择和管数的初步估计----------------------------------------7 2?1?2循环管的选择--------------------------------------------------------7 2?1?3加热室直径及加热管数目的确定----------------------------------------8 2?1?4分离室直径与高度的确定----------------------------------------------9 2?2接管尺寸的确定--------------------------------------------------------9 2?2?1溶液进出口---------------------------------------------------------10 2?2?2加热蒸气进口与二次蒸汽出口-----------------------------------------10 2?2?3冷凝水出口---------------------------------------------------------10 3蒸发装置的辅助设备-----------------------------------------------------10 3?1气液分离器-----------------------------------------------------------10 3?2蒸汽冷凝器-----------------------------------------------------------11 3?2?1由计算可知,进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D--11 4工艺计算汇总表--------------------------------------------------------11 5工艺流程图、蒸发器设备简图及加热器的管子排列图-------------------------12 5?1工艺流程图-----------------------------------------------------------12 5?2中央循环管切面图-----------------------------------------------------12 6课程设计心得-----------------------------------------------------------13 致谢---------------------------------------------------------------------13 参考文献-----------------------------------------------------------------14
1蒸发工艺设计计算 1·1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。计算的主要工程有：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。
F=8
102.54?=3125kg/h
总蒸发量:W=F ?（1-2
0X X ）=3125?(1-42.014
.0)=2083.3kg/h 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设1W :W 2 =1:1.1
而W=W 1+W 2 =2083.3kg/h
由以上三式可得:W 1=992kg/h 。W 2=1091.3kg/h 。
设各效间的压强降相等，则总压强差为：X 1=0
1F X F W ?-=0.21。 X 2= 012F X F W W ?--=0.42
1·2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:
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∑∑?--=?)(/
1K T T t
式中 t ?∑-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。
1T -----第一效加热蒸气的温度，℃。
/K T -----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，℃，
?∑=?∑/
+?∑//
+?∑///
式中 ?∑/--- 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，℃，
1·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?
则
f ='2r
T 0162
.0α?=()764.02355602.2732.016.02
=+ 1
?' =32.0764.0? =0.24℃ ｆ='2r
T 0162
.0α?=()66.06.24018.392.2732.016.02
=+ =?'2 0.6616.1? =0.77℃
∑?/
=0.24+0.77=1.01℃
1·2·2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/+2gL
ρ
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 ρ—溶液的平均密度， L -液层高度 g-重力加速度，
根据pm=p/+2gL
ρ取液位高度为1M
有牛乳的平均密度ρ=1.030310?kg/m 3
P m1==??+
2
1
81.9030.19.19=25.0KPa
P m2=4.122
1
81.9030.14.7=??+KPa
对应的饱和溶液温度为: T 1
/
pm =63.3℃ 。 T
2
/
pm =49.2℃。
根据 ''?=
pm p
t t '-
式中
pm
t '--根据平均压强求取牛乳的沸点℃，p t
--根据二次蒸气压强求得水的沸点℃
所以"
?1= T
1
/pm - T /
1=63.3-60=3.3℃
"
?2= T
2
/pm - T /
2
=49.2-39.8=9.4℃
∑?''=3.3+9.4=12.7℃
1·2·3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1t '
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/+i ?
=?+?+?=?///
1
//
1/
110.24+3.3+1=4.54℃
17.1114.977.02222=++=?'''+?''+?'=?℃
所以各效溶液沸点：
t 1= T 1′+Δ1′=60+0.24=60.24℃，
t 2= T 2′+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
25.10471.158.3876.158)(=--=?∑-'-=?∑K
S t T T ℃
1·3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：
01211(.....)()pw i i i p pw c i pw i i i Q D r Fc W c W W c t t W r
--==----?-+
有上式可求得第i 效的蒸发量i
W .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η一般溶液的蒸发，η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i W 的 计算式为
10121[(.....)]pw i i i i i i
p pw c i pw i i r t t W D Fc W c W W c r r η---=+----''
式中 i D ------第i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时i D = 1i W -
i r ------ 第i 效加热蒸气的汽化潜热 r '------第i 效二次蒸气的汽化潜热 0
p c -----------原料液的比热 pw c
---------水的比热 i t ，1i t ---------分别为 第i 效及第i-1效溶液的沸点
i
η -----------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。
i
η 第一效的焓衡量式为:W1=]
[/1100/1111r t t Fc r r
D p -+η
()911.014.021.07.0960.01=-?-=η
由相关手册查得cp0=3.89Kg.℃ W 1=i
η111118628.04
.23139
.2190911.0D D r r D ==' 同理第二效的热衡算式为: W ???
???'--+'
=21212212)(2r t t c W Fc r r W pw o η (a)
()813.021.042.07.0960.02=-?-=η
W ???
???'--+'
=22112212)(2r t t c W Fc r r W pw o η
=0.813??
????--?+?6.24016.644.50)160.489.33125(6.24012357
11W W
=44.588179.01-W h W W /kg 3.208321=+
联立(a),(b),(c)式,解得: W 1=1178.4kg/h W 2=904.9kg/h D 1=1365.8kg/h
1·4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=i i i
t K Q ?
式中 i Q ---第i 效的传热速率，W 。 i K ----第i 效的传热系数，W/（m2, ℃）. i
t ?---第i 效的传热温度差，℃ Si-------第i 效的传热面积，m2
W r D Q 5311110312.83600/109.21908.1365?=??== 16.946.64158.76111=-=-=?t T t ℃
25
111181.916
.9490010312.8m t K Q S =??=?=
W r W Q 5321210861.73600/106.24014.1178?=??='= 6.94.506021222=-=-'=-=?t T t T t ℃
25
22225.456
.9180010861.7m t K Q S =??=?=
误差为784.05
.4581
.911max min =-
=-S S ，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。
1·5有效温差再分配
222105.1325.1046
.95.4516.9481.9m S S S t
t =?+?=??+?=
∑
重新分配有效温度差得，
92.7416.943
.1281
.9111
=?=?='?t S S t ℃ 47.336.905.135.45222
=?=?='?t S S t ℃ 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
X 1=0
1F X F W ?-=2248.04.1178312514.03125=-?。 X 2= 012F X F W W ?--==-?3
.2083312514
.031250.42
（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 4.502=t ℃ 则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为
88.8348.334.502
212=+='+='=t t T T ℃ 所以第一效料液的温度为t 1=83.88+4.54=88.42℃
第一效料液的温度也可下列计算
t 1=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
25.104=?∑t ℃
88.831='T kg kJ r /23.22721=' 8.382='T kg kJ r /8.24032='
第一效
()898.014.02284.07.0960.01=-?-=η
W 1=i η11
1118185.08.24039
.2190898.0D D r r D ==' （a ） 第二效 ???
???'--+'
=212122122)(r t t c W Fc r r W W pw o η
()8259.02284.042.07.0960.02=-?-=η (b)
W ???
???'--+'
=21212212)(2r t t c W Fc r r W pw o η
=0.8259??????-?+?8.240388.42-50.4)160.489.33125(8.240323
.227211W W 8.158835.01-=W
h W W /kg 3.208321=+ （c ）
联立(a),(b),(c)式,解得 W 1=1148.4kg/h W 2=934.9kg/h
D 1=1403kg/h
与第一次结果比较，其相对误差为 026.01148.41178.41=-
032.0934.9904.91=-
027.01403
1365.81=-
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
W r D Q 5311110538.83600/109.21901403?=??== 79.701=?t ℃
25
11114.1379
.7090010538.8m t K Q S =??=?=
W r W Q 5321210761.73600/106.24014.1148?=??='= 48.332=?t ℃
25
222288.1248
.33180010761.7m t K Q S =??=?=
误差为05.0039.04.1388
.1211max min ?=-
=-S S ，迭代计算结果合理，取平均传热面积2m 14.132
88.124.13=+=S
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。
2·1 加热管的选择和管数的初步估计
2·1·1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 ，φ57?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 ’，
=???=-='-0.1105714.314
.13)1.0(n 30L d S π73（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.
2·1·2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
mm
d n D d D i 38250738.0)0.1~4.0(4
n 100%)(40%`~4
2
12
i
2
1=??='='
=π
π
查《食品工程原理》P 440的管子规格表，选择近似的规范管子，可取 D 1=377㎜ ，壁厚取9.0㎜
得循环管面积 S=4
π D 12=23)10377(414
.3-?=0.112 ㎡
又有，S=0.8 n 4
πd i 2
则；
n=
2
8.04i
d S π=23)1050(14.38.0112
.04-????=71 根 则n=71与所估计的n ′=71很接近，因此循环管的规格可以确定为Φ377?0.9㎜
按上式计算出的1D 后应从管规格表中选取的管径相近的规范管，只要n 和n ’相差不大。循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积中。
2·1·3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、数目及在管板撒谎能够的排列方式。 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。根据我们的数据表加以比较我们选用三角形排列式。
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，管心距的数据已经规范化，只要确定管子规格，相应的管心距则是定值。我们选用的设计管心距是：mm 70t = 加热室内镜和加热管数采用作图法，亦可采用计算的方法。以三角形排列说明计算过程。图1-6所示。
一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积（图中阴影部分面积为）： 2
2886.0sina t t F mp ==
式中：a=60。t--管心距，m 。
当加热管数为n 时，在管板上占据的中面积
F ()22
31352.09.01070886.073n mm F mp -???=Φ= 式中：F 1--管数为n 时在管板上占据的总面积，
φ—管板利用系数，φ=0.7-0.9；
当循环管直径为D 1时，则棺板的总面积为 F 2()
22
332
1406.04
107021037714.34
t 2mm D =??+??=
+=
--）
（π
式中：F 2--循环管占据管板的总面积， 2
m ；
2t —中央循环管与加热管之间的最小距离，m.
设加热室的直径0D
,则：
+?=φπ866.0nt 4220D 4t 22
1）（+D π
=
406.09
.0866
.0)1070(7323+???- 2758.0mm =
由此求得D 0=0.983m=983mm 经过圆整取D 0=980mm 。所以壳体内径为980m,厚度为10.0mm.管子排列示意图如下，实际尺寸与示意图尺寸之比为10:1
2·1·4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。
分离室体积V 的计算式为：
3600**W
V U ρ=
式中V-----分离室的体积，m 3。 W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h 。
ρ-----某效二次蒸汽的密度，kg/m 3 ， U-----蒸发体积强度，m 3/(m 3.s)。
即每立方M 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 m 3/(m 3.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=H D 4
2π
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少，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 m 3/(m 3.s)；
3m 47.42
.104837.03600934.9
3600=??==U W V ρ。H=1.9m ，，D=1.7m
2·2接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算u
V d s
π4=
式中 s V
-----流体的体积流量m 3/h ；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规范管。
2·2·1溶液进出口
于并流加料的三效蒸发，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0.8m/s ；
m V D 037.08
.014.31030360031254u 40=????==π
所以取ф38X2.5mm 规格管。
2·2·2加热蒸气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。取流体的流速为30m/s
m V D 202.03014.33314.036004.11484u 41=????==π
所以取ф203X6.0mm 规格管。
2·2·3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。取流体的流速为0.1m/s
m V D 070.01
.014.31000360014034u 42=????==π
所以取ф70X3.0mm 规格管。
3蒸发装置的辅助设备
3·1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，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，起工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。取流体的流速为25m/s
在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D 0=D 1；
D 1：D 2：D 3=1：1.5：2 H= D 3 h=0.4~0.5 D 1
D 0--------二次蒸汽的管径，m D 1--------除沫器内管的直径，m
D 2--------除沫器外管的直径，m D 3--------除沫器外壳的直径，m H---------除沫器的总高度，m h---------除沫器内管顶部与器顶的距离，m
m V
D 221.025
14.33314.036004
.11484u
40=????=
=
π则取相近规范管子mm 5.6245?Φ，则
D 0=245
D 1=245mm D 2=367.5mm D 3=490mm H=490mm h=98mm
选取二次蒸汽流出管：mm 5.6245?Φ 除雾器内管：mm 0.9377?Φ 除雾器外罩管：mm 0.9530?Φ
3·2蒸汽冷凝器
蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。现采用多孔板式蒸汽冷凝器：
3·2·1由计算可知,进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D
m V
D 374.020
14.304425.03600934.9
4u
40=????=
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π 取D=377mm
4 工艺计算汇总表
5 工艺流程图、蒸发器设备简图及加热器的管子排列图5·1工艺流程图
5·2中央循环管切面图
中央循环管切面图
6 课程设计心得
经过两个星期的实习，过程曲折可谓一语难尽。在此期间我们也失落过，也曾一度热情高涨。从开始时满富盛激情到最后汗水背后的复杂心情，点点滴滴无不令我回味无长。通过实习，我才真正领略到“艰苦奋斗”这一词的真正含义。我想说，设计确实有些辛苦，但苦中也有乐，在如今单一的理论学习中，很少有机会能有实践的机会，我想说，确实很累，但当我们看到自己所做的成果时，心中也不免产生兴奋。
通过这次课程设计，加强了我们动手、思考和解决问题的能力。我沉得做课程设计同时也是对课本知识的巩固和加强，由于课本上的知识太多，平时课间的学习并不能很好的理解和运用。而且考试内容有限，所以在这次课程设计过程中，我们了解了很多。平时看课本时，有时问题老是弄不懂，做完课程设计，那些问题就迎刃而解了。而且还可以记住很多东西。平时看课本，这次看了，下次就忘了，通过动手实践让我们对各个元件映象深刻。认识来源于实践，实践是认识的动力和最终目的，实践是检验真理的唯一规范。所以这个课程设计对我们的作用是非常大的。
通过这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。在设计的过程中遇到问题，可以说得是困难重重，这毕竟第一次做的，难免会遇到过各种各样的问题，同时在设计的过程中发现了自己的不足之处，对以前所学过的知识理解得不够深刻，掌握得不够牢固。
此次课程设计，学到了很多课内学不到的东西，比如独立思考解决问题，出现差错的随机应变，和与人合作共同提高，都受益非浅，今后的制作应该更轻松，自己也都能扛的起并高质量的完成工程。、在此，感谢于老师的细心指导，也同样谢谢其他各位同学的无私帮助！
致谢
首先，要感谢张老师能给我们提供一个进行实践锻炼的舞台。以前我们学过的知识只不过是纸上谈兵，而化工原理课程设计却是以门综合性课程，它不仅要求我们对食品工程原理课程设计有基础的了解，而且还要对其他相关等一系列知识能够进行综合的运用，同时也对计算机软件和编程提出了较高的要求。
特别感谢张老师，在我画图的过程中给与了大量的指导和鼓励，使我的图更加完善。现在看到自己设计的流程图和设备图，心中无比充实。想起自己为画图和设计而熬过的几个不眠之夜，心中由衷地感激值得！
这次课程设计终于顺利完成了，在设计中遇到了很多专业知识问题，最后在老师的辛勤指导下，终于游逆而解。同时，在老师的身上我们学也到很多实用的知识，在次我们表示感谢！同时，对给过我帮助的所有同学和各位指导老师再次表示忠心的感谢！
参考文献
1.杨同舟.《食品工程原理》.中国农业出版社
2.刘道德.《化工设备的选择与设计》.中南大学出版社.P98～P118
3.贾绍义柴诚敬.《化工原理课程设计》.天津大学出版社.P72～P99
4.时均汪家鼎余国琮.《化学工程手册》第二版.化学工业出版社上册.第九篇蒸发.9-1～9-20
5.柴城敬刘国维李阿娜编.《化工原理课程设计》天津科学技术出版社. P7～P74 P186
7.《化工工艺设计手册》上册第一版（修订）
8.吴大伟金丽梅.《食品工程原理课程设计指导书》黑龙江八一农垦大学食品学院
9.阮奇黄诗煌叶长桑.多效蒸发系统油画设计目标函数的建立与求解.计算机与应用化学.2001
10.国家医药经管局上海医药设计院编.《化工工艺设计手册》上册第一版（修订）.化学工业出版社.P385～P391 P671 P687 P654 P633 P667,
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： 123 指导教师：张春芝 日期： 2016年5月21日 ， [
目录 前言 (4) 设计题目 (4) ~ 蒸发流程特点 (4) 设计任务及操作条件 (4) 设备型式： (4) 操作条件 (4) 2.设计项目 (5) 设计方案简介： (5) 蒸发器的工艺计算： (6) 估算各效蒸发量和完成液浓度 (6) ！ 估计各效溶液的沸点和有效总温度差的估算 (6) 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (10) 蒸发器传热面积的估算 (12) 有效温差的再分配 (13) 重复上述计算步骤 (13) 计算结果列表 (17) 3.蒸发器的主要结构尺寸设计 (18) 加热管的选择和管数的初步估计 (18) # 循环管的选择 (18) 加热室直径及加热管数目的确定 (19) 分离室直径与高度的确定 (20) 接管尺寸的确定 (21) 番茄汁的进出口 (22) 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口 (22) 冷凝水出口 (22) 4.蒸发装置的辅助设备 (23) $ 气液分离器 (23) 蒸汽冷凝器 (24) 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 设计题目 番茄汁双效并流加料蒸发装置的设计。 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。 设计任务及操作条件 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
. 新乡双赢蒸发器选择计算的任务是选择合适的蒸发器类型和计算蒸发器的传热面积，确定定型产品的型号与规格。蒸发器的传热面积计算公式为 Qe=kA△tm 式中Qe----蒸发器的制冷量，W； K-----蒸发器的传热系数，W/(M2.℃); A-----蒸发器的传热面积，M2； Tm----蒸发器的平均传热温差，℃。 对于冷却液体或空气的蒸发器，蒸发器的制冷量应为 Qe=Mc（T1-T2） Qe=M（H1-H2） 式中M---被冷却液体（水、乙二醇）或空气的质量流量，kg/s; C--------被冷却液体的比热，J/(kg.℃); T1、T2----被冷却液体进、出蒸发器的温度，℃； H1、H2----被冷却空气进、出蒸发器的比焓，J/kg。 对于制冷系统，M、c、T1、T2，通常是已知的。例如，为空调系统制备冷冻水，其流量、要求供出的冷冻水温度（T2)及回蒸发器的冷冻水温度（T1)都是已知的。因此，蒸发器的热负荷Qe是已知的。对于热泵系统，进蒸发器的温度T1与热泵的低位热源有关。例如，水作低位热源时，T1决定于水位（河水、湖水、地下水、海水等）的温度。而T2、M的确定需综合考虑热泵的COPh、经济性等因素确定。 蒸发器内制冷剂出口可能有一定的过热度，但过热所吸收的热量比例很小，因此在计算传热温差时，制冷剂的温度就认为是蒸发温度Te，平均传热温差应为 T1--T2 △tm=----------------- T1--Te LN--------- T2--Te △tm和Te的确定影响到系统的运行能耗、设备费用、运行费用等。如果Te取得低，则△tm增大，传热面积减少，降低了蒸发器设备费用；而系统的制冷量、性能系数减小，压缩机的功耗增加，运行费用增大。如果取得高，则与之相反。用于制取冷水的满液式蒸发器Te一般不低于2℃。关于△tm或（T2-Te）的推荐值列于表中。蒸发器的传热系数K与管内、外的放热系数、污垢热阻等因素有关，详细计算请参阅文献。表中还列出了常用蒸发器传热系数K的推荐值。 '.
《食品工程原理》课程设计 目录 一《食品工程原理》课程设计任务书 (1) (1) ........................................................................................................................................... ．设计课题 (2) (2) ........................................................................................................................................... ．设计条件 (2) (3) ........................................................................................................................................... .设计要求 (2) (4) ........................................................................................................................................... .设计意义 (2) (5) ........................................................................................................................................... .主要参考资料.. (3) 二设计方案的确定 (3) 三设计计算 (4) 3.1. ......................................................................................................................................... 总蒸发水量 (4) 3.2. ......................................................................................................................................... 加热面积初算. (4) ( 1)估算各效浓度 (4) ( 2)沸点的初算 (4) ( 3)温度差的计算 (5) (4)计算两效蒸发水量V，V2及加热蒸汽的消耗量S (6) (5)总传热系数K的计算 (7) ( 6)分配有效温度差，计算传热面积 (9) 3.3. ............................................................................................................................................ 重算两效传热面积.. (10) ( 1)第一次重算 (10) 3.4 计算结果 (11) 四蒸发器主要工艺尺寸的计算 (13)
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 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 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 13 21221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ
过程设备原理课程设计 题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计 学院：制造科学与工程学院 系别: 过程装备与控制工程 班级: 过控1102 学生姓名：周伟 学号： 20116201 指导老师：张健平 设计时间： 2014/7/4
《过程设备原理课程设计》任务书 题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计 一、设计原始数据 （1）设计任务：处理量：7.92×104（吨/年）（7.92×104，9.95×104，1.667×105）； 料液浓度： 4.7% （4.7％，10.6%）质量%； 产品浓度：23.7% （23.7%，30%）质量%； 加热蒸汽温度151 （℃）（151，158.1）； 末效冷凝器的温度49 （℃）（49，59.6）。 （2）操作条件：加料方式：三效并流加料； 原料液温度：第一效沸点温度； 各效蒸发器中溶液的平均密度：ρ1=1014kg/m3，ρ2=1060kg/m3，ρ=1239kg/m3； 3 加热蒸汽压强：500kPa； 冷凝器压强：20kPa； 各效蒸发器的总传热系数：K1=1500W/（m2?K）， K2=1000W/（m2?K）， K3=600W/（m2?K）； 各效蒸发器中液面的高度：1.5m； 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出； 假设各效传热面积相等，并忽略热损失。 （3）设备型式：中央循环管式蒸发器。 （4）厂址：四川绵阳。 （5）工作日：每年300天，每天24小时连续运行。 二、基本要求 （1）设计方案的简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。 （2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。 （3）蒸发器的主要结构尺寸设计。
化工原理课程设计 题目稀碱液NaOH的双效外加热式装置的设计 班级 学号 * * * * * * * * * * * * 姓名 * * * 指导教师陈少虎 完成日期
目录 第一部分设计任务书…………………………………………………………* 第二部分前言…………………………………………………………………* 第三部分符号说明……………………………………………………………(* 第四部分流程的确定及说明……………………………………………………* 第五部分设计计算书……………………………………………………………… * (一) 设计条件…………………………………………………………* (二) 计算过程…………………………………………………………* 5.2.1计算各效蒸发量及完成液的浓度……………………………* 5.2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差………………………* 5.2.3估算各效温度差损失…………………………………………* 5.2.4各效溶液沸点及有效温度差…………………………………* 5.2.5加热蒸汽消耗量及各效蒸发量………………………………* 5.2.6传热面积………………………………………………………* 5.2.7重新分配有效温差……………………………………………* 5.2.8对各种温度差进行重新计算…………………………………* 5.2.9重算加热汽消耗量及各效蒸发量……………………………* 5.2.10重算传热面积…………………………………………………* (三) 蒸发器的主要结构尺寸…………………………………………* 5.3.1加热管的选择和管数的初步估计…………………………* 5.3.2蒸发装置的辅助设备及换热器选用………………………* 5.3.3蒸发器各尺寸的确定…………………………………* 5.3.4有关计算说明……………………………………………* 第六部分设计成果及讨论……………………………………………………* 第七部分参考文献……………………………………………………………*
蒸发器主体为加热室和分离室，蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径及高度；加热管的规格、长度及在花板上的排列方式、连接管的尺寸。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。 3.1加热管的选择和管数的初步估计 3.1.1管子长度的选择根据溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。本次设计选用外循环式蒸发器，国产外循环式蒸发器蒸发器的管长一般从2560到3000mm不等，具体参考《糖汁加热与蒸发》⑴第139页表6-1，再根 据糖汁的黏度情况，选择加热管以及板管型号如下表3-1所示： 表3-1加热选择参数 因加热管固定在管板上，管板选择考虑到管板厚所占有的传热面积，以及因焊接所 需要每端留出的剩余长度，则计算理论管子数n时的管长实际可以按以下公式计 算： L=(L0-0.1 )m=3-0.1=2.9 m 前面已经计算求得各效面积A取500m2 n= = =1307 加热管的排布方式按正三角形排列，查《常用化工单元设备设计》[3]第163页表 4-6，知道当管数为1303时，排布为a=19层，1307与1303相差不大，在这可以取19层进行计算。其中排列在六角形内管数为=1027根，其余排列在弓形面积内，如果按标准间距即管间距离54mm排列，则有四根管排不下，四根管的总面积为： A3=3.1415926 X 0.042 >2.9 >3=1.53 m 2 鉴于前面已经取1.11的安全系数，如果现在取1303根管，则总面积为： =500-1.53=498.47 安全系数为K= =1.108 在安全系数范围内，所以可以不要三根管，取1303根。 3.1.2加热壳体的直径计算 D=t(b-1)+2e D-----壳体直径，m ; t -- 管间距，m ； b-----沿直径方向排列的管子数目； e-----外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取e=(1.0?1.5)d0,在此取1.5。 b =2a-仁2 1X 仁37 D=0.054 (37-1)+2 X.5 X.042 =2.07m
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 (3) 1.1设计题目 (3) 1.2蒸发流程特点 (3) 1.3设计任务及操作条件 (3) 1.3.1设备型式： (3) 1.3.2操作条件 (4) 2.设计项目 (4) 2.1设计方案简介： (4) 2.2蒸发器的工艺计算： (4) 2.2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 (5) 2.2.2 估计各效溶液的沸点和有效总温度差的估算 (5) 2.2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (7) 2.2.4 蒸发器传热面积的估算 (8) 2.2.5 有效温差的再分配 (8) 2.2.6重复上述计算步骤 (8) 2.3计算结果列表 (9) 3.蒸发器的主要结构尺寸设计 (10) 3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计 (10) 3.1.2 循环管的选择 (10) 3.1.3 加热室直径及加热管数目的确定 (10) 3.1.4分离室直径与高度的确定 (11) 3.2接管尺寸的确定 (12) 3.2.1 番茄汁的进出口 (12) 3.2.2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口 (12) 3.2.3 冷凝水出口 (12) 4.蒸发装置的辅助设备 (13) 4.1气液分离器 (13) 4.2蒸汽冷凝器 (13) 4.3泵的选型 (14) 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 (15) (15) 6.设计总结 (16) 7.参考文献 (16)
江苏赛格尔环保工程有限公司专业从事MVR蒸发器、罗茨、离心蒸气压缩机等核心成套设备的研发、设计、制造。集聚了在节能环保蒸发器领域的专家和科技人才，组成了MVR高效节能蒸发器及蒸汽压缩机的设计和制造精英团队，致力于成为一流的蒸发浓缩结晶的工艺设计者，设备制造者，运行管理服务提供者，节能技术领跑者。公司致力于高浓度高盐废水处理及资源化利用，立志成为该领域的先锋。公司开发的MVR蒸发器具有应用领域宽广、高效节能、全自动无人值守和组态实时监控等特点，可广泛应用在环保、制糖、制药、化工、食品、等节能减排和环境保护领域，为企业和城市环境提供了真正实现“零排放”的全套技术解决方案。 ※公司愿景 永恒节能，永恒环保。 ※公司理念 责任：对社会负责、对企业负责、对客户负责、对员工负责。 创新：持续不断地进行技术创新、经营创新、管理创新。 精神：认真负责、追求卓越。 ※公司目标 打造卓越品质，成就行业品牌。 三、MVR工艺介绍
1、MVR原理 MVR是蒸汽机械再压缩技术，（mechanical vapor recompression ）的简称。MVR 蒸发器是重新利用它自身产生的二次蒸汽的能量，从而减少对外界能源的需求的一项节能技术。 MVR其工作过程是将低温位的蒸汽经压缩机压缩，温度、压力提高，热焓增加，然后进入换热器冷凝，以充分利用蒸汽的潜热。除开车启动外，整个蒸发过程中无需生蒸汽从蒸发器出来的二次蒸汽，经压缩机压缩，压力、温度升高，热焓增加，然后送到蒸发器的加热室当作加热蒸汽使用，使料液维持沸腾状态，而加热蒸汽本身则冷凝成水。这样原来要废弃的蒸汽就得到充分的利用，回收潜热，提高热效率，生蒸汽的经济性相当于多效蒸发的30效。为使蒸发装置的制造尽可能简单和操作方便，可使用离心式压缩机、罗茨式压缩机。这些机器在1：1.2到1：2压缩比范围内其体积流量较高。蒸发设备紧凑占地面积小所需空间也小。又可省去冷却系统。对于需要扩建蒸发设备而供汽，，场地不够的现有工厂供水能力不足，特别是低温蒸发需要冷冻水冷凝的场合，可以收到既节省投资又取得较好的节能效果。 2、MVR工艺流程 系统由单效或双效蒸发器、分离器、压缩机、真空泵、循环泵、操作平台、电器仪表控制柜及阀门、管路等系统组成，结构简单，操作维护方便。 3、MVR技术特点 ※MVR节能蒸发器仅需要极少量生蒸汽，极大地降低企业运行成本，减
化工原理课程设计
字符说明 ........................................................................................................................................................... - 2 - 第一节概述 ............................................................................................................................................... - 3 - 一．蒸发及蒸发流程 ............................................................................................................................... - 3 - 二．蒸发操作的分类 ............................................................................................................................... - 3 - 三．蒸发操作的特点 ............................................................................................................................... - 3 - 四、蒸发设备 ........................................................................................................................................... - 4 - 五、蒸发器选型 ....................................................................................................................................... - 4 - 第二节蒸发装置设计任务.............................................................................................................................. - 5 - 一、设计题目 ........................................................................................................................................... - 5 - 二、设计任务及操作条件........................................................................................................................ - 5 - 第三节三效蒸发器得工艺计算.................................................................................................................... - 5 - 一、估计各效蒸发量和完成液浓度........................................................................................................ - 5 - 二、估计各效溶液的沸点和有效总温差................................................................................................ - 6 - 三加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算.......................................................................................... - 8 - 四、蒸发器的传热面积的估算................................................................................................................ - 9 - 五、有效温差的再分配.......................................................................................................................... - 10 - 六、重复上述计算步骤.......................................................................................................................... - 10 - 七、计算结果 ......................................................................................................................................... - 12 - 第四节蒸发器的主要结构尺寸计算.................................................................................................... - 12 - 一、加热管的选择和管数的初步估计.................................................................................................. - 12 - 二、循环管的选择 ................................................................................................................................. - 12 - 三、加热室直径及加热管数目的确定.................................................................................................. - 13 - 四、分离室直径与高度的确定.............................................................................................................. - 13 - 五、接管尺寸的确定 ............................................................................................................................. - 14 - 第五节蒸发装置的辅助设备.................................................................................................................. - 15 - 一、气液分离器 ..................................................................................................................................... - 15 - 二、蒸汽冷凝器 ..................................................................................................................................... - 15 - 三淋水板的设计 ................................................................................................................................... - 16 - 【参考文献】 ......................................................................................................................................... - 17 -
KNO3水溶液三效并流蒸发系统设计 摘要：蒸发是化工生产中重要的单元操作，普遍应用于化工、医药、食品等行业中。本次课程设计的任务是设计三效并流蒸发装置，将10% KNO3溶液浓缩至40%，年处理量为5×104吨。采用中央循环管型蒸发器。设计工作主要包括工艺设计计算，蒸发器传热面积优化编程，蒸发器工艺尺寸的设计计算及辅助设备的选型计算，主要设备的强度校核，管道及各种连接件的选型，工艺流程图及蒸发器装配图的绘制。 关键词：三效并流蒸发装置；蒸发；KNO3 Abstract: Evaporation is an important unit operation in chemical process. It finds wide application in such fields as chemical industry, pharmaceutical industry, food industry and so on. The task is to design a three-effect forward flow evaporation system to concentrate 20,000 ton/year of KNO3aqueous solution from 10% to 40%. Standard evaporator (evaporator with central circulation downcomer) was chosen. The major work includes calculation of the process parameters and the heat transfer area, determination of the size and structure of the evaporator, and selection of the ancillary facilities, as well as checking the strength of the main equipments and choosing appropriate pipes. The process flow chart and the assembly drawing of one evaporator were completed with the aid of Auto CAD. Keyword: Three-effect forward flow evaporation; evaporation; KNO3 第一章概述
目录 1.设计题目: 双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择 (2) 2.任务书 (2) 2.1设计任务及操作条件 (2) 2.2设计项目 (2) 3. 蒸发工艺设计计算 (3) 3.1各效蒸发量及完成液液浓度估算 (3) 3.1.1总蒸发量的计算 (3) 3.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 (3) 3.2多效蒸发溶液沸点和有效温度 tΔ差的确定 (5) 3.3根据有效传热总温差求面积 (8) 3.3.1 则重新分配温差 (8) 3.3.2计算各效料液温度 (8) 3.4温差重新分配后各效蒸汽的参数 (8) 3.5计算结果列表 (10) 4. 蒸发器的主要结构尺寸设计 (11) 4.1加热管的选择和管数的初步估算 (11) 4.2循环管的选择 (11) 4.3加热室直径及加热管数目的确定 (12) 4.4分离室直径与高度的确定 (14) 4.5接管尺寸的确定 (15) 4.5.1 溶液的进出口内径 (15) 4.5.2 加热蒸汽与二次蒸汽出口 (15) 4.5.2 冷凝水出口 (16) 4.6蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图 (16) 5．蒸发装置的辅助设备 (18) 5.1汽液分离器 (18) 5.2蒸汽冷凝器 (18) 6. 工艺计算汇总表 (19) 7. 对本设计进行评述........................................................................................... 错误！未定义书签。参考文献................................................................................................................ 错误！未定义书签。
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝 器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮膜蒸发器）、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组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：1.1：1.2 （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 p ?1p k p '∑∑? -'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?
NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计设计单位： 设计者： 设计日期：
设计任务书 一、设计题目 NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计 二、设计任务及操作条件 1.处理能力 2.5×104吨/年NaOH水溶液 2.设备形式蒸发器 3.操作条件 a．NaOH水溶液的原料液浓度为10%(wt) ，温度为35℃，用预热器加热至第一效沸点温度，再送进蒸发器；完成液浓度为40%(wt)。 b．加热蒸汽压强为500kPa（绝压），末效为真空，压力为15.5kPa（绝压）。 c．各效传热系数分别为： K1=3000 W/(m2·℃) K2=1500 W/(m2·℃) K3= 750W/(m2·℃) d．各效蒸发器中的液面高度：1.5-2.5m。 e．各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略热损失。 f．每年按330天计，每天24小时连续运行。 三、设计项目 1.设计方案简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。 2.蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。 3.蒸发器的主要结构尺寸设计。 4.主要辅助设备选型，包括预热器、汽液分离器及蒸汽冷凝器。 5.绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器总装配图。 目录 1.概述 (1)
1.1蒸发操作的特点 (1) 1.2蒸发设备及蒸发器 (5) 1.3三效蒸发工艺流程 (10) 2.工艺计算及主体结构计算 (11) 2.1三效蒸发工艺计算 (11) (11) (13) 2.2蒸发器主要结构计算 (23) 3.蒸发装置辅助设备选型 (30) 4.探索使用Aspen Plus设计蒸发器方法 (33) 5.后记 (35)
化工原理课程设计说明书 设计题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计 设计日期：2012年 6 月 10 日 审核：
目录 一、化工原理课程设计任务书 (3) 二、蒸发器的形式、流程、效数论证 (4) 三、蒸发器工艺设计计算 (5) 四、蒸发器工艺尺寸计算 (13) 五、蒸发装置的辅助设备 (19) 六、课程设计心得 (21)
一、化工原理课程设计任务书 一、设计题目 NaOH水溶液蒸发装置的设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 处理量： 24000 （kg/h）（6000，7200，24000） 料液浓度： 10.6 （wt%）（4.7％，10.6%，）质量分率 产品浓度： 23.7 （wt%）（23.7%，30%）质量分率 加热蒸汽温度 158.1 （℃）（151，158.1） 末效冷凝器的温度 59.6 （℃）（49，59.6） 2、操作条件 加料方式：三效并流加料 原料液温度：第一效沸点温度 各效蒸发器中溶液的平均密度：ρ1=1014kg/m3，ρ2=1060kg/m3，ρ 3=1239kg/m 3 加热蒸汽压强： 500kPa（绝压），冷凝器压强为 20 kPa（绝压）各效蒸发器的总传热系数：K1=1500W/（m2·K），K2=1000W/（m2·K），K3=600W/（m2·K） 各效蒸发器中液面的高度： 1.5m 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略热损失。 3、设备型式中央循环管式蒸发器 4、厂址四川绵阳 5、工作日：每年300天，每天24小时连续运行。 三、设计内容： 1、设计方案的简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。 2、蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。 3、蒸发器的主要结构尺寸设计 4、主要辅助设备选型，包括气液分离及蒸气冷凝器等 5、绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图 7、设计结果汇总 8、对设计过程的评述和有关问题的讨论 9、编写课程设计说明书。
食品工程原理 课程设计说明书 任务名称：蒸发器的设计 设计人： 指导教师： 班级组别： 设计时间： 成绩:
目录 1、设计说明书 (2) 2、设计方案的确定 (3) 3、方案说明 (4) 4、物料衡算 (5) 5、热量衡算 (5) 6、工艺尺寸计算 (9) 7、附属设备尺寸计算 (15) 8、主要技术参数 (17) 9、计算结果汇总 (17) 10、设备流程及装备图 (18) 11、参考文献 (21)
设计说明书 一、题目: 蒸发器的设计 设计蒸发量为4吨/小时的双效真空浓缩装置，用于浓缩番茄酱的生产。已知进料浓度为%，成品浓度为28%，第一效真空度为600mmHg,第二效真空度为700mmHg。加热蒸汽的压力为0.15 MPa 二、原始数据： 1、原料：浓度为%的番茄酱 2、产品：浓度为28%的番茄酱 3、生产能力：蒸发量四吨每小时，一天工作10个小时 4、热源：加热蒸汽为饱和水蒸汽，压力 5、压力条件：第一效为600 mmHg的真空度，第二效为700 mmHg的真空度 三、设计要求内容： 1、浓缩方案的确定：蒸发器的型式、蒸发操作流程、蒸发器的效数等。 2、蒸发工艺的计算：进料量、蒸发水量、蒸发消耗量、温差损失、传热量、 传热面积等。 3、蒸发器结构的计算：加热室尺寸、加热管尺寸及排列、蒸发室尺寸、接管尺 寸等。 4、附属设备的计算：冷凝器、真空系统的选用 5、流程图及装配图绘制
四．设计要求 1、设计说明书一份； 2、设计结果一览表；蒸发器主要结构尺寸和计算结果及设备选型情况等； 3、蒸发器流程图和装配图 设计方案的确定 1.蒸发器的确定：选用外加热式蒸发器，它的特点是加热室与分离室分开，便 于清洗和更换。这种结构有利于降低蒸发器的总高度，所以可以采用较长的加热管。并且，因循环管不受热而增大了溶液的循环速度，可达1.5m/s。 2.蒸发器的效数：双效真空蒸发。真空操作的压力小，故在蒸发器内物料的沸 点就低，对于番茄这种热敏性较高的物料，采用真空蒸发降低沸点是有必要的。采用多效蒸发是减少加热蒸汽耗用量，提高热能经济性的有效措施。然而也不能无限地增加效数。理由如下：（1）效数越多，节省地加热蒸汽量就越少。由单效改为双效时，加热蒸汽用量可减少50%，但由四效改为五效只能节省10%，热能经济性提高不大。（2）效数越多，温度差损失越大，分配到各效的有效温度差就越小。为了维持料液在溶液沸腾阶段，每效的有效温度差不能小于5--7摄氏度。这样也限制了效数的增加。（3）热敏性溶液的蒸发，一般不超过三效。 3.加热方式：直接饱和蒸汽加热，压力。 4.操作压力：Ⅰ效为600 mmHg真空度，Ⅱ效为700 mmHg真空度。