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：
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。当加热室内液体被加热沸腾时，中
央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管
内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶
液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。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）
1·2·2特点
这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器"之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为1～2m ；加热管径多为25～75mm 之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s 以下）；而且由于溶液在加热管内不断循环，使其浓度始终接近完成液浓度，因而溶液沸点交高、有效温差减小。此外，设备的清洗和检修也不够方便。 2.单效蒸发工艺计算
2·1 物料衡算
物料衡算可以求出蒸发水量。图1为单效蒸发的物料流程图。对溶质作物料衡算可得：
10)(w W F Fw -= (2-1-1)
)1(1
w w F W -
= (2-1-2) 式中F ——进料口原料液质量流量，kg/s ； W ——蒸发水量，kg/s ；
0w ——原料液浓度， 1w ——完成液浓度，
设计处理能力为6t/h,即 进料口原料液质量流量：s kg s
kg
F /6667.136006000==
原料液浓度：08.00=w 完成液浓度：40.01=w
将上述数据带入式（2-2），可得：
2·2 热量衡算
热量衡算可求出加热蒸汽消耗量，设加热蒸汽的质量流量为D ，其汽化潜热为r ，加热
s kg s kg W /3334.1)40
.008
.01(/6667.1=-
=
室内溶液比热容为0p c ，二次蒸汽的汽化潜热为r ’，热量损失为Q L ，根据能量守恒可知：
r
Q Wr t t Fc D L
p ++-=
')(010 （2-2-1）
式（2-2-1）即加热蒸汽消耗量的计算公式。从公式可以看出，加热蒸汽放出的热量用于三个方面：将料液从t 0加热到沸点，将其汽化，以及弥补热损失。设计中热损失忽略不计，并采取沸点进料（t 0=t 1），则得：
r
r W
D '
= （2-2-2） 水的汽化潜热随温度或压强的变化不大，可取'r r ≈，从而W D ≈， 即加热蒸汽量为：
s kg D /3334.1=
2·3 传热面积计算
由传热速率方程得到蒸发室的加热面积为：
)
(1t T K Dr
t K Q S m -=
?=
（2-3-1） 式中： S ——传热面积，m 2；
Q ——传热量，J ；
K ——传热系数，)/(15002K m W K ?=；
m t ?——加热蒸汽与操作液沸点之差，℃；
T ——加热蒸汽温度，℃；
t 1——操作液沸点，℃；
式（2-3-1）中D 、K 已知，可查得200kPa 的压强下C T o
2.120=，50kPa 的压强下C t o 2.81'1=；
由于溶液的蒸汽压降低而导致的沸点升高'?和液体静水压引起的沸点升高''?的存在，操作液实际沸点为：
''''11?+?+=t t （2-3-2）
'?的计算：
吉辛科公式：''0?=?f （2-3-3）
式中：
'0?——操作液浓度对应蔗糖溶液在0.1Mpa 下的沸点升高(可由附表1查出)
f ——校正系数，其值为：
r
t f 2)'273(0162.0+?= （2-3-5）
式中 r ——操作压强下水的汽化潜热，kJ/kg 。 可查得50kPa 下t ’=81.2℃，r=2304.5kJ/kg ，则：
8819.05
.2304)2.81273(0162.02=+?=f
代入式（2-3-3）可得：
C C o o 0583.12.18819.0'=?=?
''?的计算：
2
gH
p p m ρ+
= （2-3-6）
式中 ρ——液体的密度，kg/m 3;
H ——总液层的高度，m 。
设计中：
液面的高度：H ＝1.8m ；
番茄汁的密度可由糖溶液物性的经验拟和式求出，
)
/(01809.0108453.1100315.2726.32473.06.10053
2
3
2
3m kg x tx t x t +?-?-+-=--ρ （2-3-7）
式中 t ——温度，℃；
x ——糖的质量分数,%。
操作压强为50kPa ，对应水的沸点为81.2℃，可近似认为t=81.2℃，且已知x 为40，则有：
3
1144.1151kg/m ρ=
则：
Pa
m
s m Pa gH
p p m 60297.03502
8.1/10g/m 1144.1151k 500002
23=??+=+
=ρ
分别由压强p 和p m 查取水的相应沸点为t 和t m ，则静压效应的沸点升高''?近似为
t t m -=?''
(2-3-8)
即 C C C o
o
o
4.42.816.85''=-=? 则：
C
C C C t t o o o o 6583.864.40583.12.81'
'''11=++=?+?+= 代入公式（2-3-1）可得：
2
2159)
6583.862.120)(/(1500/10005.2304/3334.1)
(m C C K m W kg
J s kg t T K Dr
t K Q S o
o m ≈-???=
-=
?=
2·4 计算结果列表
表2-4-1衡算及传热计算结果
3.蒸发器主体工艺设计
我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。 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
沸腾加热管多采用mm 7525～φ的管子，长度一般在m 2~6.0，管长与管径之比为
40~20，材料为不锈钢或其他耐腐蚀材料。
管径与长度的选择应根据溶液结垢难易程度、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粗短管，反之，则采用细长管。根据我们的设计任务和番茄汁的性质，我们选用以下的管子：
管长 L ＝1.3m ，管径mm 5.2*50φ
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n ，
289
3.105.01
4.3592
≈??=??=m m m L d S n π （3-1-1）
式中：
S ——蒸发器的传热面积，m 2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积） d ——加热管外径，m L ——加热管长度，m 3·1·2 循环管的选择
中央循环管的截面积一般为总加热管束截面积的40％～100％。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，假设中央循环管的截面积一般为总加热管束截面积的70％，则：
总加热管束截面积：22
25672.04
05.014.32894'm m d n S ≈??=??=π （3-1-2） 中央循环管的截面积：2
2
3970.05672.07.0'7.0m m S S ≈?＝＝循环 （3-1-3） 中央循环管的直径：m m S d 7111.014
.33970.0442
≈?＝＝
循环
循环π （3-1-4） 3·1·3 加热室高度及直径的确定
加热室高度略低于液面高度，设为1.7m 。 中央循环管的直径一般为加热室直径的1/4～1/5，设计中取1/4。则：
加热室直径：m m d d 8444.27111.044=??＝＝循环加热室 （3-1-5） 3·1·4 分离室直径与高度的确定 分离室尺寸确定原则：
（1）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。一半分离室高度为加热室高度的1.1～1.5倍。
（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。
根据以上原则，设分离室高度为加热室高度的1.5倍，分离室直径与加热室相同，则： 分离室高度：m m H H 55.27.15.15.1=?=?加热分离＝ （3-1-6） 分离室直径：m d d 8444.2＝＝加热分离 （3-1-7） 3·2 接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算：ρ
πU V d m
4= （3-2-1） 式中：
m V ——流体的质量流量，kg/s ；
U ——流体的适宜流速，m/s ，
不同流体的适宜流速可由附表2查出。估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。
3·2·1 料液进出口
设计中料液进出口使用相同管径，根据操作番茄汁的性质计算出原料进口的内径。由附表2可设原料番茄汁流速为0.5m/s ，则
s m U /5.01=
由式（2-3-7）可求得番茄汁的密度
31/1151.1144m kg ≈ρ
§2·1 物料衡算中已计算出原料的质量流量，即
s kg V m /6667.1'=
代入式（3-2-1）可求得：
番茄汁原料进口内径m m kg s m s
kg d 0609.0/1151.1144/5.014.3/6667.143
1≈???=
根据热轧无缝钢管的规格（GB8163-87）,选用mm 5.368?φ的热轧无缝不锈钢管。 3·2·2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口
由§2·1 物料衡算中计算表明，单位时间内加热蒸汽泵送量与二次蒸汽产生量相等。加
热蒸汽进口与二次蒸汽入口采用相同内径，由附表2可设加热蒸汽流速为30m/s ，则
s m U /302=
查得200kPa 下饱和水蒸气的密度32/119.1m kg =ρ， §2·2 热量衡算中已计算出加热蒸汽的质量流量，即
s kg V m /3334.1''=
代入式（3-2-1）可求得： 加热蒸汽进口内径m m
kg s m s
kg d 2249.0/119.1/3014.3/3334.143
2≈???=
根据热轧无缝钢管的规格（GB8163-87）,选用mm 10245?φ的热轧无缝不锈钢管。 3·2·3 冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，可根据加热蒸汽的流量计算。由附表2可设冷凝水的流速为1m/s ，则
s m U /5.13=
查得C o
2.120水的密度33/1.943m kg =ρ,
忽略不凝蒸汽的排放，冷凝水的质量流量约等于加热蒸汽的质量流量，即
s kg V m /3334.1'''=
代入式（3-2-1）可求得： 冷凝水的出口内径m m kg s m s
kg d 0347.0/1.943/5.114.3/3334.143
3≈???=
根据热轧无缝钢管的规格（GB8163-87）,选取mm 5.342?φ的热轧无缝不锈钢管。 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
番茄汁在浓缩过程中黏度较大，在加热过程中容易结垢或产生结晶。采用下进料，原料进入加热室后在加热室底部很难流动，不能与加热室内原有物料混匀。采用上进料，原料自二次蒸汽室进入浓缩罐，由于重力的作用沿循环管向下流动，逐渐与物料混合，进而达到较好的浓缩效果。因此，设计采用上进料。
3·3· 2加热管排布方式的确定
加热管排布避免局部过热的现象。设计中采用随机排布方式，使加热管均匀分布于加热室内。
3·4 仪表、视镜与人孔的确定
仪表：蒸发罐压力表安装在蒸汽进出管道，罐体不再设置压力表。西安地区大气压一般为97kPa，结合操作压力选择合适压力表，通过仪表对操作压力进行监测。采用热电偶温度进行温度监控。
视镜：在分离室不同高度和角度安装若干视镜，以监测分离室内汁气状态。直径统一采用20cm。
人孔：于蒸发罐顶以及分离室开设圆形人孔，便于清洗罐体。直径统一采用50cm。
3·5 蒸发器主要部件规格列表
表3-5-1蒸发器主要部件规格
4.蒸发装置的辅助设备
4·1 气液分离器
设计选用金属网式捕液器，液滴粘附在其表面而二次蒸汽通过。它的特点是气流速较小，阻力损失小。缺点是清洗不便。
4·2 蒸汽冷凝器
设计选用水力喷射器做为冷凝器，它具有冷凝和抽真空两种作用。其特点如下：
①兼有冷凝和抽真空作用，无需另配抽真空装置；
②结构简单，造价低廉，喷射器本身没有机械运转部分，不要经常检修；
③适用于抽腐蚀性气体；
④虽然水泵运转时的实际消耗功率较大，但整个冷凝装置的功率消耗仍较表面式和大气冷凝器小；
⑤不能获得高的真空度，且真空度随水温之高低而变化。
5.结语
本设计是围绕蒸发这一单元操作进行的。设计过程中主要涉及物料衡算、热量衡算和传热过程计算。通过对以上方面的计算，熟悉了蒸发单元操作的各种过程，并根据蒸发罐的设计要求及原则，确定了罐体直径为2.84m，分离室高度为2.55m，气液分离器距罐盖0.48m，罐底距加热室0.4m，其余各部件、位置参数见表2-4-1、表3-5-1。本设计基本达到了设计目的，并能根据设计要求完成设计任务。通过设计，加深了对食品工业中单元操作的理解，初步掌握了工程设计的方法，并在处理设计过程中遇到的困难和问题的同时，提高自身的学习能力，进一步巩固了对食品工程原理这一课程的掌握。
致谢
本设计是在老师的精心指导和小组成员的通力合作下完成的，在此致以最真诚的谢意！附：
1．0.1MPa下不同浓度蔗糖溶液的沸点升高
2．某些流体在管道中常用的速度范围
参考文献：
1.冯骉,夏素兰,卢晓黎等.食品工程原理.北京:中国轻工业出版社,2005.1
2.黄英.化工过程设计.西安:西北工业大学出版社,2005.4
3.韩冬冰.化工工艺学.北京:中国石化出版社,2003
4.王非.化工压力容器设计.北京:化学工业出版社,200
5.4
5.蔡夕忠.化工仪表.北京:化学工业出版社,2004.5
6.蒋迪清,唐伟强.食品通用机械与设备.广州:华南理工大学出版社,1996.2
7.唐克中,朱同钧.画法几何及工程制图.北京:高等教育出版社,2002.8
蒸发器工艺尺寸计算? 加热管的选择和管数的初步估计 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=2M，38*2.5mm 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’， =124（根） 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）； 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 所以mm 对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。 按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，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。 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，管心距的数据已经标准化，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：???? 确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc，管子安正三角形排列时，nc=1.1* ；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b’,式中b’=(1—1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作
干式蒸发器设计与校核 I.系统参数确定 利用SolKane对系统参数进行设计： 输入蒸发温度、冷凝温度，过热度设定为4℃，过热度太大，会引起蒸发器设计面积过大；蒸发器压降设定为0.5bar，过冷度设定在2.0℃，冷凝器压降为0.3bar。
II.HTFS 设计 1.Problem Definition 项目定义 ⑴Application Options -应用选型 冷侧与热侧的Application 应用会自动根据后面的过程参数中进出口干度调整，在选择时可保持默认状态。。 ⑵Process Data-过程参数 类别 污垢系数/m 2·K·W -1 类别 污垢系数/m 2·K·W -1 远海海水 0.000086 处理过的冷水塔循环用水 0.00017 近海海水 0.00017 经处理的工业循环用水 0.00017 城市生活用水 0.00017 清净河水 0.00034 自来水/井水/湖水 0.00017 未经处理的工业循环用水 0.00043 混浊河水 0.0005 参考换热器设计手册 对于冷凝器和蒸发器来说，因管内外传热系数均很大，所以污垢系数对换热器的面积影响非常大。 估计压降 容许压降
2.Property Data-物性参数 ⑴Hot Stream Compositions 热侧流体组成 ⑵Property Methods 物性方法 第一步：Search Databank 从数据库搜 索组分 删除组分
⑶Search Chemical Components 加入组分 ⑷Hot Stream Properties 生成物性 ⑷冷侧流体物性参数生成操作与热侧流体一样。 第四步：Restore Defaults 重置物性
多效蒸发器设计计算 WTD standardization office【WTD 5AB- WTDK 08- WTD 2C】
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 = W1 + W2 + … + 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：： （1-5） 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，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
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 沿气流方向的管间距为 沿气流方向套片的长度为 设计结果为 mm s L 95.892565.2132532=+?=+= 每米管长翅片表面积： 每米管长翅片间管子表面积： 每米管长总外表面积： 每米管长管内面积： 每米管长的外表面积： 肋化系数： 每米管长平均直径的表面积： （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 空气在下C ?17的物性参数 ②最窄截面处空气流速
③干表面传热系数 干表面传热系数用小型制冷装置设计指导式(4-8)计算 （4）确定空气在蒸发器内的变化过程 根据给定的进出口温度由湿空气的焓湿图可得kg g d kg g d kg kJ h kg kJ h 443.7,723.8,924.31,364.432121====。在空气的焓湿图上连接空气的进出口状态点1和点2，并延长与饱和气线()0.1=?相交于点w ，该点的参数是C t kg g d kg kJ h w w w ?===8,6.6,25。 在蒸发器中空气的平均比焓值 由焓湿图查得kg g d C t m m 8,2.16=?= 析湿系数 （5）循环空气量的计算 进口状态下干空气的比体积 循环空气的体积流量 （6）空气侧当量表面传热系数的计算 对于正三角形排列的平直套片管束，翅片效率f η小型制冷装置设计指导式（4-13）计算，叉排时翅片可视为六角形，且此时翅片的长对边距离和短对边距离之比4.24 .1025d B ,1b m ===ρ且B A 肋折合高度为 凝露工况下翅片效率为 当量表面传热系数 （7）管内R22蒸发时的表面传热系数 R22在C t ?=70时的物性参数为： 饱和液体密度 33.1257m kg l =ρ 饱和蒸气密度 343.26m kg g =ρ 液体粘度 s Pa l ??=-6102.202μ
Q=KFΔtm式中：Q―热流量；K―总传热系数；F―换热面积；Δtm―冷热流体的平均温差。 设计示例： 设计一个R22，10HP，制冷量为28kW 的系统的蒸发器和冷凝器，设计参数如下： 蒸发温度t0，C 7 管内径di，mm 8.82 冷凝温度tk，C 54 管外径do，mm 9.52 蒸发器回风温度t1，C 27C/19 管间距H1，mm 25.4 蒸发器出风温度t2，C 17/70% 排间距H2，mm 22 冷凝器回风温度t1，C 35 蒸发器翅片间距df，mm 2.1 冷凝器出风温度t2，C 45 蒸发器翅片间距df，,mm 1.9 过冷度tsc，C 5 翅片厚度δ，mm 0.115 过热度tsh，C 5 蒸发器风量，m3/h 5600 蒸发器迎面风速，m/s 冷凝器风量，m3/h 10400 冷凝器迎面风速，m/s 蒸发器的设计： Δtm=(Δtmax—Δtmin)/ln(Δtmax/Δtmin)=（（27-7）-（17-7））/ln((27-7)/(17-7))=14.4C 选取K=40 W/（m2.C） Q=KFΔtm (W) F=Q/KΔt=28000/(40*14.4)=48.6m2 计算所选翅片管单位长度的外表面积： 外表面铜管面积： S1=3.14*（do+δ*2）*(df- δ)/df=3.14*(9.52+0.115*2)*(2.1-0.115)/2.1/1000=0.0289m2 外表面翅片面积： S2=(H1*H2-(3.14*(do+δ *2)^2/4))/df/1000=(25.4*22-(3.14*(9.52+0.115*2)^2/4))/10^3/2.1=0.4611m2 St=S1+S2=0.0289+0.4611=0.49m2 所需管路总长度： L=F/St=48.6/0.49=99.18m 方案1： 可以先假设每一回路到12m, N’=L/12=8.26, 取整为8，设为3 排，每排取每4 行一个回路， 那么单排为8*4=32 根，高度为32*25.4=812.8mm。3 排有N=96 根，那单根长度L’=99.18/96=1.03m, L’/H=1.23。 方案2： 可以先假设每一回路到10m, N’=L/10=9.9, 取整为10，设为3 排，每排取每2 行一个回路， 那么单排为10*2=20 根，高度为20*25.4=508mm。3 排有N=60 根，那单根长度L’=99.18/60=1.653m, L’/H=3.24。 冷凝器的设计： Δtm=(Δtmax—Δtmin)/ln(Δtmax/Δtmin)=（（54-35）-（54-45））/ln((54-35)/(54-45))=13.38C
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 '∑?
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。
《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） )110x x F W -=（n W W i =i i W W W F Fx x ---=210
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：： （1-5） 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，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； — 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，℃； — 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃。 n p p p k '-=?1p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'?''?'''
多效蒸发器设计计算 Prepared on 22 November 2020
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 = W1 + W2 + … + 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：： （1-5） 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，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
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，℃ 。
多效蒸发器设计计算 Company Document number：WUUT-WUUY-WBBGB-BWYTT-1982GT
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 = W1 + W2 + … + 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：： （1-5） 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，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
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
蒸发器的设计计算
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 .210002.05.24.1014.3? -??= 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 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-?=
多效蒸发器经典问答 2010-03-20 21:24 问： 1、多效蒸发器用来处理含氯化钠12%的废水，pH为1左右，请问采用何种材质的比较好，如果调pH的话，调到多少比较合适，需要采用的材质有哪些？欢迎各位还有发表高论。 2、再问下，如果采用多效蒸发的话，一般进蒸发器的料液温度控制在多少比较经济？不知道有对此做过分析的吗？ 答： 1、氯化钠在浓缩过程中容易结晶，因此在选用带强制循环方式外循环蒸发器。由于蒸发浓缩处理的溶液中氯离子含量较高，且为酸性，因此加热器选用双相不锈钢材料才能满足生产要求。但为了降低成套设备的造价，可选用部份石墨材料和316L材料的设备。 2、在多效蒸发器系统，设置有预热器，利用一效或三效蒸发的热对进料进行预热，可以不限进行预热。 3、具体设备选型及材质如下 （1）一效加热器由于蒸发温度最高，选用石墨加热器。二效和三效加热器采用列管式加热器，二、三效加热器管程及管板材质采用选用双相不锈钢，壳程材质304/8mm的不锈钢材料。 （2）蒸发器：蒸发器采用316L不锈钢材料。设有人孔、视孔、温度计、真空表等装置。 （3）预热器：预热器为列管式加热，管程及管板材质为双相不锈钢材料，壳程材质：304/6mm的不锈钢材料。 （4）进料泵：采用材质为氟塑料的泵为进料泵。 （5）循环泵、循环出料泵： 循环泵、循环出料泵，要求密封良好，耐温，保证在负压状态下，能使高浓度物料或结晶物料连续出料工作，材质为氟塑料。 （6）冷凝器：采用321不锈钢材料。 （7）液封槽：采用碳钢材料。 （8）真空机组：采用的水喷射真空机组，加变频控制。 （9）冷却结晶器：把出料温度降低，同时更多地结晶，材料选用氟塑料。（10）工艺配件：工艺管道采用316L/氟塑料不锈材质。 问：在使用多效并流蒸发器浓缩物料时，应如何控制进料？一效物料进入二效蒸发器时，应如何调节流量？在设计多效蒸发器浓缩物料时，应注意哪些问题？
多效逆流真空降膜蒸发器的计算 1、蒸发水量计算W (kg/s) 由于多效水分总蒸发量为各效蒸发量之和，即： n W W W W +???++=21 (h kg /) 对溶液中固体进行物料衡算： n x W S x W W S x W F Fx )()()(221110-=???=--=-= 由此得总蒸发量：)1(0 n x x F W - = (h kg /) 任一效(第1效)中溶液的浓度 (即i 效的出料浓度)： %100210 ?----= n i W W W F Fx x 如已知各效水分蒸发量，则可按上式求出各效的浓度。但各效的水分蒸发量必须通过后面的热量衡算才能求得。 2、加热蒸汽消耗量D （h kg /）： 对多效浓缩罐操作，一般已知量： 1、第一效加热室的加热蒸汽压强 2、末效蒸发室的真空度 3、料液量 4、物料进料浓度 5、规定量：规定溶液的最终浓度 未知量： 1、各效蒸发水量。其中总蒸发水量W 可由物料衡算求得。 2、各效的沸点 3、各效的溶液浓度 因此，在多次浓缩操作中，加热蒸汽消耗量的计算是相当烦琐的，为了避免过于复杂，常常做一些合理的简化。 蒸汽消耗量计算的原理是热量衡换，既能量守恒定律（进入蒸发器的热=离开蒸发器的热）。 进入蒸发器的热量： 1、加热蒸气带入的热量：D H 2、物料（原料液）带入的热量 离开蒸发器的热量： 1、浓缩液离开蒸发器带走的热量 2、二次蒸气带走的热量 3、加热蒸气冷凝液带走的热量 以三效顺流降膜真空蒸发器为例： 多效蒸发常见符号意义：
h kg F /：原料液流量，； h kg W /：总蒸发量， 的浓度，质量分率：原料液及各效完成液n x x x ,,,10 ； C 0?：原料液的温度，t ； C t t t n ?：各效溶液的沸点， ,,21； h kg D /1蒸汽）消耗量，：第一效加热蒸汽（生 ；：生蒸汽的压强，Pa p 1 C 1?：生蒸汽的温度，T ； C T T T n ?，：各效二次蒸汽的温度''2'1,, ； ；：末效蒸发室的压强，Pa p n ' kg kJ r r r n /,,,21潜热，：各效加热蒸汽的汽化 ；汽的焓，：生蒸汽及各效二次蒸kg kJ H H H H n /,,''2'11 ；的焓，：原料液及各效完成液kg kJ h h h h n /,,,,210 221,,,m S S S n ：各效蒸发器的面积， 表示效数的序号，，下标n ,21 一般工厂多采用沸点进料，则v V L t KA L Q W D 1?==≈（Lv 为相应温度下的汽化潜热。）
冷凝器换热面积计算方法 制冷量+压缩机电机功率/200~250=冷凝器换热面 例如：（3SS1-1500压缩机）CT=40℃：CE=-25℃压缩机制冷量=12527W+压缩机电机功率11250W=23777/230=风冷凝器换热面积103m2 水冷凝器换热面积与风冷凝器比例=概算1比18（103/18）=6m2 蒸发器的面积根据压缩机制冷量（蒸发温度℃×Δt相对湿度的休正系数查表）。 制冷量的计算方法 制冷量=温差×重量/时间×比热×设备维护机构 例如：有一个速冻库 1库温-35℃ 2速冻量1T/H 3时间2/H内 4速冻物质（鲜鱼） 5环境温度27℃ 6设备维护机构保温板 计算：62℃×1000/2/H×0.82×1.23=31266kcal/n 可以查压缩机蒸发温度CT=40CE-40℃制冷量=31266kcal/n 关于R410A和R22翅片管换热器回路数比的探讨晨怡热管(特灵亚洲研发中心上海200001)申广玉2008-6-15 20:10:07 摘要:通过理论计算得出了相同换热量和相同工况下,采用5/16″管径R410A蒸发器(或冷凝器)与采用3/8″管径R22蒸发器(或冷凝器)时回路数的比值,并指出比值是两工质物性差异和盘管的内径及当量摩擦阻力系数差异共同作用的结果。 关键词:R410A;回路数;蒸发器;冷凝器 中图分类号:TQ051 文献标识码: B
1前言 随着人类环保意识的提高,新冷媒技术的发展和应用已成为空调器发展的方向和关注的焦点。目前,国际上一致看好的R22替代物是混合工质R407C和R410A。其中R410A是HFC 32和HFC 125按照50%:50%的质量百分比组成的二元近共沸混合制冷剂,它的温度滑移不超过0.2℃(R407C温度滑移约7℃左右),这给制冷剂的充灌、设备的更换提供了很多方便。另外,由于R410A系统运行的蒸发压力和冷凝压力比R22高60%,所以系统性能对压力损失不敏感,每个回路工质循环流速可以加大,有利于换热器的强化换热,这为提高R410A系统的整体能效创造了有力条件。 正是由于R410A具有上述优点,在R22用量最大的单元式空调和热泵产品中,R410A是其首要的替代品。美国有望在2007年底将R410A产品在单元式空调的应用比例提高到80%,并在2009年底接近100%[1]。 但是R410A和R22物性存在着上述明显差异而不能在原R22系统中直接充注替代使用,应该对新的R410A 系统中的压缩机、蒸发器、冷凝器、节流机构和系统管路等部件重新设计才能达到系统的最佳匹配。本文仅以R410A和R22翅片管蒸发器和冷凝器的回路数相对比进行说明。 2R410A和R22翅片管蒸发器回路数比计算 目前常用的R22换热器一般采用的是3/8″内螺纹管,R410A换热器一般采用的是5/16″内螺纹。无特殊说明,所述的R410A和R22换热器即分别指这两种结构的换热器。 无论采用何种工质,在设计蒸发器时,一般均要保证工质在蒸发器中的饱和温度降ΔT相同,即: