食品工程原理蒸发器设计.docx

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食品工程原理蒸发器设计

食品工程原理蒸发器设计

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目录

第一章任务书3

1.设计任务及操作条件3

第二章工艺设计计算4

§·21蒸发液的浓度4

§2·2溶液沸点和有效温度差的确定5

§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失6

§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失6

§2·2·3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失7

§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算8

§2·4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布9

第三章蒸发器的主要结构尺寸设计12

§3·1加热管的选择和管数的初步估计12

§3·1·1加热管的选择和管数的初步估计12

§3·1·2循环管的选择13

§3·1·3加热室直径及加热管数目的确定13

§3·1·4分离室直径与高度的确定14

§3·2接管尺寸的确定15

§4·2·3冷凝水出口16

第四章蒸发装置的辅助设备16

§4·1气液分离器16

§4·2蒸汽冷凝器17

第五章工艺计算汇总表17

第六章参考文献20

第一章任务书

1.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48%，原料液温度为第一效沸点（60℃），加热蒸汽压力为350kPa（表），冷凝器真空度为91kPa，日处理量为30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。

第二章工艺设计计算

§·21蒸发液的浓度

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。

总蒸发量:

并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设:

W2=1:

1.1

而W=W1+W2=2500kg/h

由以上三式可得:

W1=1190.5kg/h;W2=1309.5kg/h;

;

§2·2溶液沸点和有效温度差的确定

设各效间的压强降相等，则总压强差为：

式中P---各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差KPa，

----第一次加热蒸气的压强KPa

-----末效冷凝器中的二次蒸气的压强KPa

各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强

即

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:

第一效

第二效

二次蒸汽压强Pi/（KPa）

180

10

二次蒸汽温度Ti/（℃）

（即下一效加热蒸汽温度）

116.6

45.3

二次蒸汽的汽化潜热（即下一效

加热蒸汽的ri/）

2214.3

2388.9

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

式中-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。

-----第一效加热蒸气的温度，℃。

-----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，℃，

§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失

℃

℃

℃

§2·2·2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：

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

—溶液的平均密度，

-液层高度

g-重力加速度，

根据取液位高度为1米

有牛乳的平均密度1.030kg/m

根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为:

℃；℃

根据

式中--根据平均压强求取的水的沸点℃，--根据二次蒸气压强求得水的沸点℃

所以℃

℃

℃

§2·2·3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。

℃

根据以估算的各效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

溶液的沸点

℃

℃

所以各效溶液沸点：

℃

℃

由手册可查得350KPa饱和蒸汽压的温度为138.8℃，汽化热为2152.3KJ/kg，所以

℃

§2·3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：

有上式可求得第i效的蒸发量.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一般溶液的蒸发，可取得0.96～0.7△x（式中△x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。

第i效的蒸发量的计算式为

式中------第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时

------第i效加热蒸气的汽化潜热

------第i效二次蒸气的汽化潜热

----------原料液的比热KJ/（kg℃）

---------水的比热KJ/（kg℃）；

，--------分别为第i效及第i-1效溶液的沸点

-----------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总蒸发量为各效蒸发量只和的公式联解而求得。

第一效的焓衡量式为:

由相关手册查得cp0=3.89Kg.℃）

同理第二效的热衡算式为:

（a）

=0.785=0.78+1546.2

又由

联立（a）,（b）,（c）式,解得:

W=535.8kg/h

W=1964.2kg/h

D=474.4kg/h

蒸发器传热面积的估算

§2·4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

式中---第i效的传热速率，W；

----第i效的传热系数，W/（m2,℃）；

---第i效的传热温度差，℃

Si-------第i效的传热面积，m2

℃

℃

误差为，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。

§2·5有效温差再分配

重新分配有效温度差得，

℃

℃

重复上述计算步骤

由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度，即

；

（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57.9℃，即℃

则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为

℃

所以第一效料液的温度为t=57.9+27.3+2.12=87.3℃

第一效料液的温度也可下列计算

t=147.7-60.4=87.3℃

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

℃

温度差重新分配后各效温度差情况列于下表：

效数

第一效

第二效

加热蒸汽温度℃

147.7

85.2

有效温度差（℃）

60.4

27.3

料液温度（℃）

87.3

57.9

各效的热量衡算

第一效

W=

第二效

W

W

=0.757

联立以上三式,解得

W=543.7kg/h

W=1956.3kg/h

D=483.9kg/h

与第一次结果比较，其相对误差为

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

℃

℃

误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积S=m

结算结果列表

效数

1

2

冷凝器

加热蒸汽温度（℃）

147.7

85.2

45.3

操作压强Pi/（KPa）

450

7

10

溶液沸点ti℃

87.3

57.9

完成液浓度（%）

24

48

蒸发水量WiKg/h

1543.7

1956.3

生蒸汽量DKg/h

483.9

543.7

传热面积Sim2

14

14

第三章蒸发器的主要结构尺寸设计

§3·1加热管的选择和管数的初步估计

本设计采用的是中央循环管式蒸发器，蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束所组成。

管束中间位一根直径较大的中央循环管。

分离室是汽液分离的空间。

§3·1·1加热管的选择和管数的初步估计

根据经验加热管选用Φ57×3.5㎜，L=1.00m

当加热管的规格与长度确定后，由下式可初步估算所需的管子数n′;

n′===87根

式中；A——蒸发器的传热面积，㎡，由前面工艺计算而定；

d0——加热管外径，m

L——加热管长度，m

§3·1·2循环管的选择

中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管截面积的40﹪——100﹪。

按经验，选取80﹪进行计算，加热管的总面积可按n计算，循环管内径以D1表示，则；

D12=0.8n′di2

所以D1=di2==417㎜

查《食品工程原理》P440的管子规格表，选择近似的标准管子，可取D1=426㎜，壁厚取10㎜

则循环管的规格为Φ426×10㎜

得循环管面积S=D12==0.14㎡

又有，S=0.8ndi2则；

n===89根

则n=89与所估计的n′=87很接近，因此循环管的规格可以确定为Φ426×10㎜

§3·1·3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，数目及管板上的排列方式，此设计选择用三角形的排列方式为准。

中央循环管式蒸发器管心距t为相邻两管中心线间的距离，t一般为加热管外径的1.25～1.5倍。

由加热管的规格Φ57×3.5㎜，根据《食品工程原理课程设计指导》P12表1-2，不同加热管尺寸的管心距，可选取t=70㎜。

选择三角形排列进行计算；

一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积为

Fmp=t2sin=0.866t2=0.866*（70*10