目录
第一章蒸发过程流程设计方案..................................... - 1 -
1.1加热蒸汽压强的确定....................................... - 1 -
1.2冷凝器操作压强的确定..................................... - 1 -
1.3蒸发器的类型及其选择..................................... - 2 -
1.4进料状况的选择........................................... - 3 -
1.5多效蒸发效数的确定....................................... - 3 -
1.6多效蒸发流程的选择....................................... - 4 - 第二章蒸发过程的工艺计算....................................... - 5 -
2.1各效蒸发量和完成液浓度的估算............................. - 5 -
2.2估算各效二次蒸汽温度Ti＇................................ - 6 -
2.3计算各效传热温度差....................................... - 7 -
2.4计算各效蒸发量和传热量.................................. - 10 -
2.5蒸发器的传热面积........................................ - 11 -
2.6温差的重新分配与试差计算................................ - 12 -
2.6.1有效温度差的重新分配.............................. - 12 -
2.6.2各效溶液的组成.................................... - 13 -
2.6.3各效溶液的沸点.................................... - 13 -
2.6.4求加热蒸汽用量及各效蒸发量........................ - 15 -
2.6.5蒸发器的传热面积.................................. - 16 - 第三章蒸发器主要结构工艺尺寸的设计............................ - 17 -
3.1加热管的选择和管束的初步估计............................ - 17 -
3.2循环管直径的选择........................................ - 17 -
3.3加热室直径及加热管数目的确定............................ - 18 -
3.4分离室直径与高度的确定.................................. - 19 -
3.5接管尺寸的确定.......................................... - 20 -
3.5.1溶液进出口管...................................... - 20 -
3.5.2加热蒸汽与二次蒸汽接管............................ - 21 -
3.5.3冷凝水出口管...................................... - 21 - 第四章蒸发器辅助设备的设计.................................... - 22 -
4.1气液分离器.............................................. - 22 -
4.2蒸汽冷凝器.............................................. - 23 - 本设计的评述................................................... - 25 - 参考文献....................................................... - 26 -
第一章蒸发过程流程设计方案
1.1加热蒸汽压强的确定
通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，若超过此温度，物料就会变质、破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发、常压蒸发或真空蒸发。
一些化工厂，常装设蒸汽机或透平机以驱动发电机发电，因而蒸发用汽应考虑用蒸汽机、透平机的乏汽，直接采用未经做功的锅炉蒸汽进行减压蒸发式不经济的，乏汽压强一般在200~400kPa左右。
蒸发式一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其他加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高蒸汽利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但通常所用饱和蒸汽的温度不超过180℃，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费用。一般的加热蒸汽压强在500~700kPa范围之内。
此次加热蒸汽压强选取620kPa。
1.2冷凝器操作压强的确定
若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高氏，溶液粘度低，传热效果好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作，此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。但对于那些热敏性物料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用真空蒸发的。对混合式冷凝器，其最大的真空度取决于冷凝器人的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为70~90kPa。
此次设计选择冷凝器的真空度为80kPa，大气压强按100kPa进行计算，则绝对压强为100-80=20kPa。
1.3蒸发器的类型及其选择
蒸发器是一种特殊的传热设备，它与一般换热器的区别是：需要不断地将蒸发所产生的二次蒸汽出去。因此，蒸发器在结构上除设有用于进行热量交换的加热室外，还设有汽-液分离的蒸发室。此外，为了使蒸汽和液沫能有效地分离，还设有除沫器。
在化工生产中，大多数蒸发器都是利用饱和水蒸汽作为加热介质，因而蒸发器中热交换的一侧是饱和水蒸气冷凝，另一侧是溶液沸腾，所以传热的关键在于料液沸腾一侧。为了适应各种不同物料的蒸发浓缩，出现了各种不同结构型式的蒸发器，而且随着生产技术的发展，其结构在不断改进。工业中常用的间壁式换热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型（中央循环管式、悬筐式、外加热式、列文式、强制循环管式等）和非循环型（升膜式、降膜是、升降膜式、刮板式等）两大类型。
由于非循环型蒸发器适用于处理热敏性物料，本次设计任务中料液为糖水，不是热敏性物料，故选用循环型蒸发器，常见的循环型蒸发器比较见表1-1。
表1-1 常见循环型蒸发器的比较
中央循环管式悬筐式列文管强制循环式
优点料液呈自然循环流
动，蒸发器的结构
紧凑，制造方便，
操作可靠，有“标
准蒸发器”之称。
料液循环流动，循
环速度高，热损失
小，适于蒸发易结
垢或有晶体析出的
溶液。
循环管内流动阻力
小，循环速度大，
传热效果好，适用
于处理有晶体析出
或易结垢的溶液。
传热系数大，
适于处理黏
度较大或易
结垢的物料。
缺点设备清洗和检修不
太方便
结构复杂，单位传
热面需要的设备材
料量较大。
设备庞大，需要的
厂房高，所需要加
热蒸汽压力较高。
动力消耗大，
利用外加动
力。
面对种类繁多的蒸发器，在结构和操作上必须有利于蒸发过程的进行，为此
在选用时应考虑以下原则：
（1）尽量保证较大的传热系数，满足生产工艺要求；
（2）生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上垢层的生成；
（3）构造简单，操作维修和清洗方便，造价低，使用寿命长；
（4）能适应所蒸发物料的一些工艺特性（如粘性、起泡性、热敏性、结垢性、腐蚀性等）。
本设计选用中央循环管式蒸发器。
1.4进料状况的选择
进料状况影响蒸发器的生产能力：（1）低于沸点进料时，需消耗部分热量将溶液加热至沸点，因而降低了生产能力；（2）沸点进料时，通过传热面的热量全部用于蒸发水分，生产能力有所增加；（3）高于沸点进料时，由于部分原料液的自动蒸发，使生产能力有所增加。因此，根据经验和实验得出沸点进料有利于蒸发和传质过程的进行，减少蒸发过程的热损失，增大蒸发过程的处理量，本设计采用沸点进料。
1.5多效蒸发效数的确定
在流程设计时首先应考虑内采用单效还是多效蒸发，为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。因在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，可节省生蒸汽耗量。但不是效数愈多愈好，效数受经济上和技术上的因素所限制。
经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。多效蒸发中，随效数的增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，使操作费用降低。但随效数的增加，设备费成倍增长，而所节省的生蒸汽量愈来愈少，所以无限制增加效数已无实际意义，最适宜的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。
技术上限制是指效数过多，蒸发操作将难以进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器的操作压强都有一定限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总传热温度差为一定值。在效数增加时，由于各效温度差损失之和的增加，使总有效传热温度差减小。当分配到各效的有效温度差小到无法保证操作呈正常的沸腾状态时，蒸发操作将无法进行下去。
因此基于上述因素考虑，实际的多效蒸发过程效数并不多。多效蒸发在实践上最常采用n=2~4，本设计采用3效蒸发。
1.6多效蒸发流程的选择
多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。
（1）并流法溶液与蒸汽流动方向相同，均由第一效顺序流至末效。
并流法的优点：溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，故溶液在效间的输送可以利用效间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，会产生自蒸发（闪蒸），因而可以多产生一部分二次蒸汽。此外，此法的操作简便，工艺条件稳定。随着溶液从前一效逐效流向后面各效，其浓度增高，而温度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸发器的传热系数下降。因而并流法操作通常适用于溶液黏度随浓度变化不大的料液的蒸发。
（2）逆流法溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽由第一效进入，而原料液由末效进入，由第一效排出。
逆流法的优点：随溶液的浓度沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。因此因浓度增高使粘度增大的影响大致与温度升高使粘度降低的影响相抵，故各效溶液的粘度较为接近，各效的传热系数也大致相同，适用于溶液黏度随浓度变化大的料液的蒸发。
逆流法的缺点：溶液在效间的流动是由低压流向高压，由低温流向高温，必须用泵输送，故耗能大，对浓缩液在高温时易分解的料液不适用。
（3）平流法平流法系指原料液平行加入各效，完成液也分别自各效排出。蒸汽的流向仍由第一效流向末效。此种流程适合处理蒸发过程中有结晶析出的溶液。
（4）错流法亦称混流法，它是并、逆流的结合。其特点是兼有并、逆流的优点而避免其缺点，但操作过程复杂，控制困难，应用不多。
根据以上特点，本设计采用并流方式。
第二章 蒸发过程的工艺计算
多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）消耗量，各效水分（或溶剂）蒸发量及各效的传热面积。计算的已知参数为：溶液的流量、温度和浓度、最终完成液的浓度，加热蒸汽压强和冷凝器中的压强等。效数愈多，变量愈多，计算过程也愈复杂，但变量之间的关系仍然受物料衡算，热量衡算、传热速率方程以及相平衡等基本关系所支配。可采用多种方法进行计算，如常用的试差法，牛顿迭代法求解非线性方程组，最优化-拉格朗日乘子法。
此次设计采用的是三效并流加料的蒸发流程，计算方法采用的是试差法。试差法是一种近似计算方法，它是对蒸发过程进行一些适当的简化和假设，然后按假设条件对未知参数进行估算。若计算的结果与假设的条件不符，则对假设条件进行调整并重复计算，直至两者基本符合或者相近为止。
2.1各效蒸发量和完成液浓度的估算
本次设计条件：
糖水处理量为960t/d ，糖液含糖浓度10%，温度20℃，完成液含糖浓度45%，糖液的组成与密度关系见表2-1。沸点进料。加热介质采用620kPa （绝压）的饱和水蒸气，冷凝器操作压力位20kPa （绝压）。原料液比热0P C =3.95 kJ/kg ?K ，水的比热是P w C =4.183 kJ/kg ?K 。三效的传热系数分别为：1K =3000()2/W m K ×，
2K =1900()2/W m K ×，3K =1000()2/W m K ×,各效蒸发器中液面高度为
2.2m 。各
效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。
表2-1 糖液组成与密度关系
组成（%）
10 15 20 25 30 35 40 45 50
密度（kg/ m 3) 1038 1059 1080 1103 1127 1151 1176 1202 1230
假设各效传热面积相等，并忽略热损失。每天按24小时连续运行。 原料液进料流量：3
96010
40000/24
F kg h ′==
过程总蒸发量：
03
0.1140000131111.11/0.45
X
W F kg h X 骣骣
÷?÷
?÷=-=?=?÷?÷÷?÷?桫
桫 假设各效蒸发量相等，则第i 效蒸发量为 W
W i n
= ，
因是三效蒸发，故12331111.11
10370.37/3
3
W W W W kg h ====
=
因而初估各效完成液浓度为：
011
Fx x F W =
-=
4000010%13.50%4000010370.37
′=-
212
4000010%20.77%4000010370.372
o
Fx x F W W ′=
=
=---
2.2估算各效二次蒸汽温度Ti ＇
为求各效溶液沸点，需假定各效操作压强。一般加热蒸汽压强1p 和冷凝器中的操作压强'n p 是已知的（即选定），其它各效二次蒸汽的压强可按各效见蒸汽压强降相等的假设来确定。即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差Δp 为：
1362020
2003
3
p p p kPa ￠
--D =
=
=
故：第一效操作压强：11620200420p p p kPa ￠=-D =-= 第二效操作压强：2126202200220p p p kPa ￠=-D =-?
由1,i p p ￠可查得对应的温度i T ￠和汽化潜热i r ￠，见表2-2。
表2-2 二次蒸汽的温度和汽化热
初始 第一效 第二效 第三效 i p ￠（KPa ） 620 420 220 20 i T ￠（℃） 159.9 145.12 123.00 60.10 i r ￠（kJ/kg ）
2079.36
2133.26
2196.92
2354.90
同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。
2.3计算各效传热温度差
各效传热温差计算式 1t T
t i i i
￠D =-- 其中1T i ￠-为前一效二次蒸汽温度（即第i 效加热蒸汽温度），t i
为第i 效溶
液沸点，其计算式为 i i
i t T ￠=+D 式中 i T ￠为第i 效二次蒸汽温度，i D 为第i 效温度差损失。
各效总温差损失为：i i i i ⅱⅱⅱD =D +D +D
（1）溶液蒸汽压下降引起的温度差损失i ￠D ，
i ￠D =16.2
2
i i i T a r ￠
￠D ￠
，i a ￠D 为常压下溶液的沸点升高，℃。糖液不同质量分
数i x 对应的常压沸点升高i a ￠D 见表2-3。
表2-3 糖液不同质量分数i x 对应的常压沸点升高i a ￠D
i x (%)
10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65
i a ￠D (℃) 0.1 0.2 0.3 0.4 0.6 0.8 1.0 1.4 1.8 2.3 3.0 3.8
（2）蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失i ⅱD
某些蒸发器操作时，蒸发器内需维持一定的液位，因而溶液内部压强大于液面上方的压强，致使实际沸腾温度较液面为高，两者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失i ⅱD ，为简便计算溶液内部沸点升高按液面与底部的平均压强m p 下水的沸点和二次蒸汽压强i p ￠下的水的沸点估算。平均压强按静力学方程式估算：m p =i p ￠+
2
gh r ，则i ⅱD =m p t -p t ￠
式中：m p --蒸发器中液面与底部的平均压强，Pa ； m p t --对应m p 下水的沸点，℃；
i p ￠--二次蒸汽（即液面处）的压强，Pa ； p t ￠--对应i p ￠下水的沸点，℃； ρ --溶液的平均密度，kg/m 3；
h --蒸发器内液面高度，m ；取h=2.2m 。
（3）由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失i ⅱ
D 二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管道阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高度高于冷凝器内的压力，由此造成的沸点升高约为1~1.5℃。根
据经验一般取i ⅱ
D =1℃。 第一效：
()
2
2
1113
145.12273.1516.716.70.170.232133.2610
T a r ￠+￠￠D =创
D =创
=￠
′℃
13
11052.79.81
2.2
42010
431.362
2
m gh p p kPa r -创=+
=+
?
查得对应的1
146.1m T =℃。
111146.1145.120.98m T T ⅱ D =-=-=℃ 又11ⅱ D =℃ 11110.230.981 2.21ⅱⅱⅱ\D =D +D +D =++=℃
第一效的溶液沸点：111145.12 2.21147.33t T ￠=+D =+=℃ 第一效的传热温差：101159.9147.3312.57t T t ￠D =-=-=℃ 第二效：
()
2
2
2223
2
123.00273.1516.716.70.3150.382196.9210
a
T r ￠
+￠￠D =创
D =创=′℃
3
221083.549.81
2.2
22010
231.692
2
m gh p p kPa r -创=+
=+
?
查表得相应的2124.64m T =℃
222124.64123.0 1.64m T T ⅱ D =-=-=℃ 又21ⅱ
D =℃
22220.38 1.641 3.02ⅱⅱⅱD =D +D +D =++=℃
溶液沸点：222123.0 3.02126.02t T ￠=+D =+=℃
传热温差：212145.12126.0219.10t T t ￠
D =-=-=℃ 第三效：
()
2
2
3333
3
60.10273.1516.716.7 1.4 1.102354.910
a
T r ￠
+￠￠D =创
D =创=′℃
3
3312029.81
2.2
2010
32.972
2
m gh p p kPa r -创=+
=+
?
查表得相应的369.02m T =℃
33369.0260.108.92m T T ⅱ D =-=-=℃ 31ⅱ D =℃ 3333 1.108.92111.02ⅱⅱⅱD =D +D +D =++=℃
溶液沸点：33360.1011.0271.12t T ￠=+D =+=℃ 传热温差：323123.0071.1251.88t T t ￠D =-=-=℃ 计算结果见表2—4。
表2—4各效温度差损失与传热温度差
一效 二效 三效 i ￠D （℃） 0.23 0.38 1.10 i ⅱD （℃） 0.98 1.64 8.92 i ⅱ D （℃） 1.00 1.00 1.0 i D （℃）
2.11
3.02 11.02 溶液沸点i t （℃）
147.33 126.02 71.12 i t D （℃）
12.57
19.10
51.88
2.4计算各效蒸发量和传热量
对第i 效进行焓衡算，并计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失时，第i 效的蒸发量i W 计算式为：
()1
0110.98C i i i p n pw i i n i i D r F W C t t W r --=???
?
+-
-?? ?????
=
'
∑
式中：i D ——第i 效的加热蒸汽量，kg/h ；当无额外蒸汽引出时，i D =1i W -； i r ，i r ￠——分别为第i 效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg ，且i r =1i r -；
0C p ，pw C ——分别为原料液和水的比热，kJ/(kg ·℃﹚；
0C p =4.183 kJ/(kg ·℃﹚， pw C =3.95 kJ/(kg ·℃﹚
i t ，1i t -——分别为第i 效和第i-1效溶液的沸点，℃； 第一效：沸点进料
1111112079.360.98
0.980.9552133.26
r W D D D r ==创
=￠
第二效：
()()()()220112223
1
13
110.98C 0.980.9552133.264010
3.950.955
4.183147.33126.022196.92
0.981952.133366.98100.871501.94
2196.92
p pw D r F W C t t W r D D D D 轾+--犏臌=
￠轾创+创-创-犏臌=
轾? 犏臌==+
第三效：
()()3301223330.98C p pw pw D r F W C W C t t W r 轾+---犏臌=
￠
()()()
311
1
4010 3.950.955 4.1830.980.871501.942196.92
126.0271.120.871501.94 4.1832354.9
D D D 轾
骣创- ÷?犏÷????÷犏?÷÷?-+ 桫犏臌
=
[]110.981492.22
11628926.46
0.624839.42
2354.9
D D ?=
=+
由于12331111.11/W W W W kg h =++= 可解得：110130.78/D kg h = 19674.89/W kg h = 210315.72/W kg h = 311120.50/W kg h = 各效传热量：
7
6
11110130.782079.36 2.1110/ 5.8510/Q D r kJ h J s ==?? 76
2229674.892133.26 2.0610/ 5.7310/Q D r kJ h J s ==?? 7633310315.722196.92
2.2710/ 6.3010/Q D r kJ h
J s ==??
2.5蒸发器的传热面积
由传热速率方程K i i i i Q S t =D 得： K i i i i
Q S t =
D
在多效蒸发中为便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器。若计算所得的i S 有明显的差别时，应依据各效面积相等的原则重新分配各效的有效温度差i t D ，使i S 趋于相等。
6
2
1111
5.8510
155.13K 300012.57Q S m t ′=
=
=D
6
2
2222
5.7310
157.89K 190019.10
Q S m t ′=
=
=D
6
2
3333
6.3010
110.39K 110051.88
Q S m t ′=
=
=D
校核第一次计算结果：
21
2157.89155.13
1.75%157.89S S S --=
=
32
3
110.39157.89
43.03%4%110.39
S S S --==>
故应调整有效温度差和蒸发量，其方法如下：
通常i Q 、K i 值不会发生太大的变化，可不予考虑。因而调整后的面积i S '、
有效温度差i t '?与调整前的面积i S 、有效温度差i t D 的关系为：
i S 'i t '?=i S i t D ，另各效i S '相等，将n 个i S 'i t '?=i S i t ?相加，得i S '∑i t '?=∑i S i t ?
但不论i t D 如何变化，总传热温度差不变，即∑i t ￠D =∑i S i t D ，故可得：
i i i i
i i
i i
i t S t t S t S t S D D ￠D =
=D D ￠
?
?
，i t ￠D 就是调整后各效的新的温度差，从
末效开始计算，重复步骤2.3~2.5，直至各效传热面积相近为止。
2.6温差的重新分配与试差计算
2.6.1有效温度差的重新分配
12.5719.1051.8883.55i t D =++=?℃ 112233
155.1312.57157.8919.10
110.3951.8810692.72i i S t S t S t S t D =D +D +D =?? =?
11183.55155.1312.5715.2410692.72i i
i t t S t S t
D ￠D =D =创=D ??℃
22
2
83.55
157.8919.1023.5610692.72
i
i
i
t t S t S t
D ￠D =D =创=D ??℃
333
83.55110.3951.88
44.7510692.72
i i i
t t S t S t D ￠D =D =创=D ??
℃
2.6.2各效溶液的组成
各效蒸发量取上一次计算值，即
19674.89/W kg h = 210315.72/W kg h = 311120.50/W kg h =
则各效溶液的组成：
3
011
4010
10%
13.19%400009674.89Fx x F W 创=
=
=--
3
212
401010%
20.00%400009674.8910315.72
Fx x F W W 创=
=
=----
查得：3
11051.40/kg m r = 10.16a
￠D =℃ 3
21080/kg m r = 20.30a
￠D =℃ 2.6.3各效溶液的沸点
因冷凝器压力和完成液组成为改变，故第三效中各种温度差损失及溶液沸点与上一次结果相同，即3D =11.02℃，3t =71.12℃
由有效温差的重新分配：3t ￠D 44.75=℃，可得第二效的加热蒸汽的冷凝
温度23344.7571.12115.87T t t ⅱ
=D +=+=℃ 第二效
由2T ￠可查表得相应的2174.25p kPa = 22221.4/r kJ kg ￠=
()
2
2
2223
2
115.87273.1516.716.70.30.342221.410
a
T r ￠
+￠￠D =创
D =创=′℃
3
22210809.81
2.2
174.2510
1085.902
2
m gh p p kPa r -创=+
=+
?
查表得相应的2117.66m T =℃
∴222117.66115.87 1.79m T T ⅱ D =-=-=℃ 21ⅱ D =℃ 22220.34 1.791 3.13ⅱⅱⅱD =D +D +D =++=℃ 222
115.87 3.13119.00t T ￠=+D
=+=℃
12223.56119.00142.56T t t ⅱ=D +=+=℃
第一效
由1T ￠142.56=℃，查表得1389.25p kPa = 12141.17/r kJ kg ￠=
()
2
2
1113
1
142.56273.1516.716.70.160.222141.1710
a
T r ￠+￠￠D =创
D =创=′℃
3
1111051.409.81
2.2
389.2510
400.602
2
m gh p p kPa
r -创=+
=+
? 查表得相应的1143.45m T =℃
∴111143.45142.560.89m T T ⅱ D =-=-=℃ 31ⅱ D =℃ 11110.890.221 2.11ⅱⅱⅱD =D +D +D =++=℃ 111142.56 2.11144.67t T ￠=+D =+=℃ 01115.24144.67159.91T t t ⅱ=D +=+=℃
查表得0617.0p kP a =，02087.38/r kJ kg ￠= 计算结果见表2-5。
表2-5 重新分配温度后各效的温度差损失及压力值
一效 二效 三效 i t D （℃）
15.24 23.56 44.15 i T ￠（℃） 142.56 115.87 60.10 i P ￠（KPa ） 389.25 174.25 20 i D （℃）
2.11
3.13
11.02
2.6.4求加热蒸汽用量及各效蒸发量
第一效
1111112087.380.98
0.980.9552141.17
r W D D D r ==创
=￠
第二效
()()
()()2201122231
13
110.98C 0.980.9552141.174010 3.950.955 4.183144.67119.02221.4
0.981942.274055.86100.861789.30
2221.4
p pw D r F W C t t W r D D D D 轾+--犏臌=
￠
轾创+
创-创-犏臌=
轾? 犏臌==+
第三效
()()()()()
[]
330122333311
1
1
10.98C 4010 3.950.955 4.1830.980.861789.302221.4
119.0071.120.861789.3 4.1832354.9
0.981492.2211628926.460.64462354.9
p pw pw D r F W C W C t t W r D D D D D 轾+---犏臌=
￠轾骣创- ÷?犏÷????÷犏?÷÷?-+ 桫犏臌=?=
=+53.19
又12331111.11/W W W W kg h =++= 可解得：110048.32/D kg h = 19596.15/W kg h = 210430.86/W kg h = 311084.11/W kg h = ∴各效传热量：
7
6
11110048.322087.38 2.09710/ 5.8310/Q D r kJ h J s ==?? 7
6
2229596.152141.17 2.0510/ 5.7110/Q D r kJ h J s ==?? 7633310430.862221.4
2.3210/ 6.4410/Q D r kJ h
J s ==??
2.6.5蒸发器的传热面积
6
2
1111
5.8310
127.43K 300015.24Q S m t ′=
=
=D
6
2
2222 5.7110
127.56K 190015.24Q S m t ′=
=
=D
6
2
3333
6.4410
130.83K 110044.75
Q S m t ′=
=
=D
21
2127.56127.43
0.10%4%127.56S S S --=
=<
32
3
130.83127.56
2.50%4%130.83
S S S --==<
满足要求，则平均传热面积为
2
123
127.43127.56130.83
128.613
3
S S S S m ++++=
=
=
()2
110%128.61 1.1
141.47142S S m =+=?
第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计
此次设计采用的是中央循环管式蒸发器，它的主题为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管的规格、长度、数量及在管板上的排列方式等。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加热管的选择和管束的初步估计
加热管通常选用φ25×2.5mm 、φ38×2.5mm 、φ57×3.5mm 等几种规格的无缝钢管，长度一般为2~6m 。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度、溶液的气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宜采用短管。本次设计采用的加热管为φ38×2.5mm 的无缝钢管，长度为3m 。
由此可估算所需管数n ￠
()
()
0142
410,374100.1 3.140.038
30.1S n d L ￠=
=
= P -创-
因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据一定的加热管长度，计算n ￠时的加热管长用()0.1L -m 。为完成传热任务所需的最小实际管数n 只有在管板上排列加热管后才能最终确定。
3.2循环管直径的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积可取加热管总截面积的40%~100%，若以1D 表示循环管内径，则有
()2
2
110.4~14
4
D n d P P ￠
=
对加热管面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，本设计取0.4，则
2
110.40.4410(385)423D n d mm ￠=
=
创-=，
但应从管子规格中选取管径相近的标准管，因此选用循环管的标准管为φ480×28.5mm
3.3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，而以三角形居多。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，目前其值已标准化，只要确定管子规格，相应的管心距则为确定
值，其具体数据见表3-1。
表3-1 三角形排列时加热管直径与管心距的关系
加热管外径0,d m m 19 25 38 57 管心距t, m m
25
32
48
70
本设计采用的是三角形排列，选取加热管外径038d m m =，管心距
48t mm =。
加热室内径和加热管数采用作图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管数c n ，管子按正三角形排列时， 1.1c n n ￠=，式中n ￠为总加热管数。
1.1 1.141022c n n ￠===
初估加热室内径用()112c D t n b ￠=-+进行，式中()01~1.5b d ￠=。
()()1120.04822
12 1.5
0.038 1.122c D t n b m ￠=-+=?+创=
然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径，并以该内径和循环管外径做同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画得管数n 必须大于初估值n ￠，若不满足应另选一加热室内径，重新作图直至合适为止。
由管板与加热管排列图，画得管数n 416=根，故符合。 选择外径时，设备壳体标准及壳体内径与壁厚关系见表3-2。
表3-2 设备壳体内径与壁厚的关系
壳体内径，mm
400~700
800~1000 1100~1500 1600~2000 最小壁厚，mm 8
10
12
14
本设计采用壳体内径为1200mm ，最小厚度即为12mm 。
3.4分离室直径与高度的确定
分离室的直径和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：3600W V U
r =
(3
m )
式中：W ——某效蒸发的二次蒸汽量，kg /h
r ——某效蒸发的二次蒸汽密度，3
kg/m
U ——蒸发体积强度，()3
3
m /m s ；一般允许值为()3
3
1.1~1.5m /m s 。
由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的U 值，即可得到V 。
取()3
3
U 1.1m /m s = 。各效二次蒸汽量、密度不同，具体见表3-3，则按上市
计算得到的V 值也不相同，通常末效最大。为方便及，各效分离室的尺寸可取一致，分离室体积取较适宜者。
表3-3 二次蒸汽的密度
效次
1 2 3 二次蒸汽的温度（℃） 142.56 115.87 60.10 密度（3
kg/m ）
2.10331
0.96596
0.13068
3
1119596.15=
=1.1536003600 2.10331 1.1
W V m U
r =
创
3
22210430.86==2.727360036000.96596
1.1
W V m U r =
创
3
33311084.11==21.42360036000.13068
1.1W V m U
r =
创
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
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 薄膜蒸发器安全操作规程 (正式) Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-5708-30 薄膜蒸发器安全操作规程(正式) 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管 理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一．安装 1.产品出厂前已经进行过整体试车，用户可把设备整体吊装至设备基础上。 2.设备应整体找平，找平的位置可参考减速机机架上平面。并把设备固定在楼面上或钢架上。 3.对于规格较大的设备为了增加设备的稳定程度，可在底法兰上部适当部位，增加水平方向辅助支撑，辅助支点只限制设备径向位移，不限制其轴向位移。 4.按工艺要求配制好管道，排清异物，清洗置换设备，接通电源。 二．开车前准备 1.产品出厂前已进行过水压试验和试运转，指标符合图纸要求。 2.启动电机，检查搅拌是否符合图样要求的旋转
方向，俯视图顺时针转，不得反转。 3.在机械密封处测定轴的径向摆动和轴向串动量，是否符合图样要求。并检查机械密封上端并帽是否旋紧，并帽应处于旋紧状态。 4.检查减速机油位情况，油位应在正常液面之内。 三．正常开车 1.先开启循环冷却水泵，使水力喷射冷凝器处于运行状态。打开浓缩液容器，抽真空阀。 2.打开进料阀，从高位槽中依靠真空度把料液抽进设备中。 3.接通电源，启动旋转薄膜蒸发器的电机，观察电机转动方向是否正确。 4.缓慢打开蒸汽阀，让蒸汽进入夹套，从旁通阀排除夹套内不凝性气体后，再接通疏水器。调节蒸汽压力在0.15Mpa左右。 5.从底部视镜观察出料情况，严禁在设备内部充满液体情况下运转。 6.系统稳定5分钟后，取样分析浓缩液浓度，调
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
资料内容仅供您学习参考，如有不当或者侵权，请联系改正或者删除。 目录 一、用途、适用范围及技术参数 (2) 二、主要结构、工作原理及特点 (2) 三、电气原理 (4) 四、安装与调试 (4) 五、设备的操作规程 (5) 六、常见故障及原因 (6) 七、附件
资料内容仅供您学习参考，如有不当或者侵权，请联系改正或者删除。 一、用途使用范围及技术参数 1、本套设备主要用于提高鲜奶干物质含量,并可使牛奶脱膻, 为了降低蒸发温度,控制蛋白变化,鲜奶在真空状态下瞬 间蒸发,不破坏牛奶任何成分及添加物质。整套设备操作 简单,运行平稳,可实现就地清洗。 手控操作系统----由手测浓缩后比重,进而调整进汽压力, 控制浓度。 2、技术参数: —物料处理量≥10000k g/h —水分蒸发量≥1000k g/h —进料温度:≥60℃ —蒸发温度:55℃～60℃ —进料浓度:11.5% —出料浓度:12.7% —蒸汽耗量:≥800k g/h —蒸汽压力:≥0.6M p a —耗电:9k w/h —冷凝器供冷却水温度:≤35℃ —冷凝器供冷却量:≥40T/H 二、主要结构、工作原理及特点 1、主要结构
资料内容仅供您学习参考，如有不当或者侵权，请联系改正或者删除。 本设备主要由降膜闪蒸室、分离室、冷凝室、西门子水环式真空泵、仿进口双机械密封卫生泵、连接管道及电气控制柜等组成。所有设备采用S U S304-2B制造 蒸发器1台蒸发器有可拆卸的顶盖,有进料管,在顶盖下面,是物料分配系统,可将物料均匀分配到每根蒸发管,加热室底部装有视镜,蒸发器底部装有人孔,出料口有防涡流结构。 ●分离器1台分离器采用旋涡切向进口结构,分离效率高,并配备C I P清洗装置。 ●出料泵１台仿进口泵,流量20T/H,扬程28M功率为4K W。将物料从蒸发器中排出,选用双端机械密封卫生泵。 ●冷凝器１台冷凝器为列管式冷凝器, 直立安装,在生产中绝对不产生二次污染,能严格保证产品质量。 ●真空泵1台西门子产品。2.3K W ●冷凝水泵1台流量10T/H,扬程20M功率为 2.2K W。 ●管路、阀门、管件用于连接上述部件、输送物料、冷凝水以及不凝性气体均采用304不锈钢管件及阀门。包括上面带有
《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)
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 '∑?
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。
*************有限公司 三效蒸发结晶装置 操作说明书 一、安全事项 警告： 1.本装置电气控制柜内部严禁进水或受潮。 2.操作人员必须严格按照本公司所提供的操作说明操作。 3.操作人员必须具备基本的电气常识和机械常识，并经过培训考核合格后才能操作。 4.严禁在无介质的状态下运转本装置。 5.严禁在介质蒸发干后，继续运转。 6.操作人员在操作之前应该注意到本装置的警示标志。 7.本装置安装有报警装置，一旦发现异常，立刻按照程序处理。 安全注意事项 1.请牢记停止开关的位置，以便出现异常时可以立即停机； 2.无论进行何种保养，检查，调整，请务必关闭机台及主开关； 3.停电时请关闭主电源开关。 安全标志 1.在机台上必要的地方张贴防止事故的警告等的安全标志，并请务必遵守标志中显 示的注意事项； 2.请勿剥除机台上所附的警告等安全标志，若标志丢失或因污损等原因使其无法辩 认时，请与本公司联系并设法替换。 二、设备基本组成 详见三效蒸发装置竣工图（PID图）。
三、操作说明 开车前的检查、准备工作： 1.操作人员必须事先经过培训后才能操作该设备，并遵循操作说明书的要求； 2.检查设备各法兰，阀门，管道有没有漏气，漏水的现象； 3.检查各泵的油位是否充足，应在二分之一处； 4.启动密封水泵，保证各泵有充足的冷却密封水供应； 5.提前确认相关连接部分，蒸汽系统、冷却水系统、配电室等，蒸汽、电、冷却水、 原水正常情况下开车； 6.开机前确保主电源正常，设备电源在接通状态。所有阀门在设定的开关状态，仪 表正常工作； 7.开机前确认浓缩装置原水池液位，浓缩装置物料槽在高液位时可以进行处理。如 不在设定液位时，需要处理，必须随时掌握处理进度； 8.本设备实现自动化，执行一键开机运行，设备按设置程序自动运行。 自动时，执行以下操作： 1.首次启动时需要往真空泵补水，。若真空泵之前有运行过，则无需再次补水。 此操作只需打开手动补水阀，补水完成请关闭手动补水阀。 2.真空泵的冷却是通过真空泵内循环的水循环冷却，系统启动首先启动冷却水循环 泵，开机前请检查确定冷却塔循环泵选择开关却换到自动状态，打开冷却水管路 手动阀。 3.真空泵确认正常后，触摸屏的选择开关切换到自动状态。 4.进料泵为一备一用，启动前确认进料手动阀是否打开，触摸屏的选择开关切换到 自动状态，根据原液槽和一效分离器的液位许可，两个液位都许可时，自动启动。 5.一效进料电动阀是进料泵的出口电动阀，一效进料阀选择开关切换到自动状态后， 进料泵才可以切换到自动状态。二效、三效进料阀选择开关切换到自动状态后，在分离器液位为L以下时自动打开，补充物料到H液位。 6.强制循环泵是密闭循环泵，密封需要自来水冷却，机封冷却水电磁阀控制冷却自 来水，机封冷却水电磁阀选择开关切换到自动状态，确认完冷却水电磁阀后，强 制循环泵选择开关切换到自动状态。 7.一效出料泵也是密封循环泵，机封需要自来水冷却。系统启动后一直启动状态，
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……………………………………………………………*
薄膜蒸发器（无锡海源） 一、概述 薄膜蒸发器是通过旋转刮膜器强制成膜，并高速流动，热传递效率高，停留时间短（约10~50秒），可在真空条件下进行降膜蒸发的一种新型高效蒸发器。 它由一个或多个带夹套加热的圆筒体及筒内旋转的刮膜器组成。刮膜器将进料连续地在加热面刮成厚薄均匀的液膜并向下移动；在此过程中，低沸点的组份被蒸发，而残留物从蒸发器底部排出。 二、性能特点 ·真空压降小： 物料汽化气体从加热面送到外置的冷凝器，存在一定的压差。在一般的蒸发器中，这种压力降（Δp）通常是比较高的，有时甚至高得难于接受。而刮板式薄膜蒸发器有较大的气体穿越空间，蒸发器内压力能看成与冷凝器中的压力几乎相等，因此，压力降很小,真空度可达5mmHg。 ·操作温度低： 由于上述特性，这使得蒸发过程可以保持在较高真空度条件下进行。由于真空度的提高，与之相应的物料沸点迅速降低，因此，操作可以在较低温度下进行，降低了产品的热分解。·受热时间短： 由于刮板式薄膜蒸发器的独特结构，刮膜器具有泵送作用，使得物料在蒸发器内的停留时间很短；另，在加热的蒸发器上由于薄膜的高速湍流使得产品不会滞留在蒸发器表面。因此，特别适用于热敏性物料的蒸发。 ·蒸发强度高： 物料沸点的降低，增大了同热介质的温度差；刮膜器的功能，减小了呈现湍流状态的液膜厚度，降低了热阻。同时，在这过程中抑制物料在加热面结壁、结垢，并伴有良好的热交换，因此，提高了刮板式薄膜蒸发器的总传热系数。 ·操作弹性大： 正是由于刮板式薄膜蒸发器独有的性能，使其适宜于处理热敏性和要求平稳蒸发的、高粘度的及随浓度提高粘度急剧增加的物料，其蒸发过程也能平稳蒸发。 它还能成功地应用于含固颗粒、结晶、聚合、结垢等情况物料的蒸发和蒸馏。 三、应用领域 在热交换工程中，刮板式薄膜蒸发器得到广乏的应用。尤其对热敏性物料（时间短暂）
齐齐哈尔大学 蒸发水量为2000的真空降膜蒸发器 题目蒸发水量为2000的真空降膜蒸发器 学院机电工程学院 专业班级过控133 学生姓名戴蒙龙 指导教师张宏斌 成绩 2016年 12月 20日
目录 摘要............................................................ I II Absract............................................................ I V 第1章蒸发器的概述. (1) 1.1蒸发器的简介 (1) 1.2蒸发器的分类 (1) 1.3蒸发器的类型及特点、 (2) 1.4蒸发器的维护 (5) 第2章蒸发器的确定 (6) 2.1 设计题目 (6) 2.2 设计条件： (6) 2.3 设计要求： (6) 2.4 设计方案的确定 (6) 第3章换热面积计算 (7) 3.1.进料量 (8) 3.2.加热面积初算 (8) 3.2.1估算各效浓度: (8) 3.2.2沸点的初算 (8) 3.2.3计算两效蒸发水量，及加热蒸汽的消耗量 (9) 3.3.重算两效传热面积 (11) 3.3.1.第一次重算 (11) 第4章蒸发器主要工艺尺寸的计算 (12) 4.1加热室 (13) 4.2分离室 (13) 4.3其他工件尺寸 (14) 第5章强度校核 (15) 5.1 筒体 (15) 5.2前端管箱 (16) 参考文献 (19)
致谢 (21)
蒸发就是采用加热的方法，使溶液中的发挥性溶剂在沸腾状态下部分气化并将其移除，从而提高溶液浓度的一种单元操作，蒸发操作是一个使溶液中的挥发性溶剂与不挥发性溶质分离的过程。蒸发设备称为蒸发器，蒸发操作的热源，一般为饱和蒸汽。蒸发在操作广泛应于化学、轻工、食品、制药等工业中。工业上被蒸发处理的溶液大多数为水溶液。本次设计的装置为蒸发水量为2000降膜蒸发器，浓缩物质为牛奶。降膜蒸发器除适用于热敏性溶液外，还可用于蒸发浓度较高的液体。 关键词：蒸发；换热；高效；使用广泛
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)
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
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 -
文件编号：RHD-QB-K4937 （操作规程范本系列） 编辑：XXXXXX 查核：XXXXXX 时间：XXXXXX 薄膜蒸发器安全操作规 程标准版本
薄膜蒸发器安全操作规程标准版本操作指导：该操作规程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必须遵循的程序或步骤。，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．安装 1.产品出厂前已经进行过整体试车，用户可把设备整体吊装至设备基础上。 2.设备应整体找平，找平的位置可参考减速机机架上平面。并把设备固定在楼面上或钢架上。 3.对于规格较大的设备为了增加设备的稳定程度，可在底法兰上部适当部位，增加水平方向辅助支撑，辅助支点只限制设备径向位移，不限制其轴向位移。 4.按工艺要求配制好管道，排清异物，清洗置换设备，接通电源。
二．开车前准备 1.产品出厂前已进行过水压试验和试运转，指标符合图纸要求。 2.启动电机，检查搅拌是否符合图样要求的旋转方向，俯视图顺时针转，不得反转。 3.在机械密封处测定轴的径向摆动和轴向串动量，是否符合图样要求。并检查机械密封上端并帽是否旋紧，并帽应处于旋紧状态。 4.检查减速机油位情况，油位应在正常液面之内。 三．正常开车 1.先开启循环冷却水泵，使水力喷射冷凝器处于运行状态。打开浓缩液容器，抽真空阀。 2.打开进料阀，从高位槽中依靠真空度把料液抽进设备中。
3.接通电源，启动旋转薄膜蒸发器的电机，观察电机转动方向是否正确。 4.缓慢打开蒸汽阀，让蒸汽进入夹套，从旁通阀排除夹套内不凝性气体后，再接通疏水器。调节蒸汽压力在0.15Mpa左右。 5.从底部视镜观察出料情况，严禁在设备内部充满液体情况下运转。 6.系统稳定5分钟后，取样分析浓缩液浓度，调节进料阀开启量大小使浓缩液达到预定需要的浓度。 7.当浓缩液容器液面将满时，按步骤切换至另一个容器。 8.如果用户条件许可，提高蒸发器的高度，可以不用二个浓缩液容器，或者用自动调速泵直接把浓缩液抽出。 四．正常停车