2.4三效蒸发器设计
目录
第一章设计方案的确定 (3)
1.1 蒸发器的类型与选择 (3)
1.2 蒸发操作条件的确定 (1)
1.2.1 加热蒸汽压强的确定 (1)
1.2.2 冷凝器操作压强的确定 (2)
第二章蒸发工艺的设计计算 (2)
2.1 蒸发器的设计步骤 (2)
2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算 (2)
2.3溶液沸点和有效温度差的确定 (3)
2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?/ (4)
2.3.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失?'' (4)
2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失?''' (5)
2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差 (6)
2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (6)
2.5估算蒸发器的传热面积 (7)
2.6温差的重新分配与试差计算 (8)
2.6.1重新分配各效的有效温度差 (8)
2.6.2重复上述计算步骤 (9)
第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计 (14)
3.1 加热管的选择和管束的初步估计 (14)
3.1.1 循环管直径的选择 (14)
3.1.2 加热室直径及加热管数目的确定 (15)
3.1.3分离室直径和高度的确定 (16)
3.2接管尺寸的确定 (15)
3.2.1溶液的进出口管 (15)
3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管 (15)
3.2.3冷凝水出口 (16)
第四章蒸发装置的辅助设备的设计 (17)
4.1 气液分离器 (17)
4.2蒸汽冷凝器主要类型 (17)
4.3蒸汽冷凝器的设计与选用 (19)
4.3.1工作水量的计算 (19)
4.3.2喷射器结构尺寸的计算 (19)
4.3.3射流长度的决定 (22)
第五章设计结果一览表 (22)
结束语............................................. 错误！未定义书签。主要参考文献....................................... 错误！未定义书签。
第一章设计方案的确定
蒸发是用加热的方法，在沸腾的状态下使溶液中具有挥发性的溶剂部分汽化的单元操作。蒸发操作广泛用于化工、轻工、制药、食品等许多工业中。
蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。
1.1 蒸发器的类型与选择
随着工业技术的发展，新型蒸发设备不断出现。在工业中常用的间接加热蒸发器分别为循环型和单程型两大类。循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬框式、外加热式、列文式及强制循环管等，单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升-降膜式等。本设计选择中央循环管式蒸发器。因为循环型蒸发器中的中央循环管式又称标准式蒸发器，在化学工业中应用广泛。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。当管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。
这种蒸发器结构紧凑，操作可靠，传热效果好。但溶液的循环速度低，传热温差小，影响了传热。在中央循环管内安装一旋浆式搅拌器即构成强制循环蒸发器，可是液体的循环速度提高2～3倍。
1.2 蒸发操作条件的确定
1.2.1 加热蒸汽压强的确定
蒸发是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其它加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可以减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。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，但是通常所用饱和蒸汽温度不超过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。
根据以上论述选加热蒸汽压强为600 kPa。
1.2.2 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时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效采用真空操作。此时各效产生的二次蒸汽温度低，进入冷凝器需要消耗大量冷却水，而且溶液黏度大，传热差。
根据以上论述选冷凝器的压强为30kPa。
第二章蒸发工艺的设计计算
多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）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，加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。
2.1 蒸发器的设计步骤
多效蒸发的计算一般采用试差法。
（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），直到所求得各效传热面积相等为止。
2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算
本设计任务条件是：糖水溶液处理量：890 T/d；溶液浓度12%；温度20 ℃；完成液浓度50%。
原料液加料量 F=
8901000
24
?=37083.33 kg/h 总蒸发量 W=F(1-
30
x x )=37083.33×（1-0.120.50
）=28183.33 kg/h
式中：W —— 总蒸发量 kg/h ；F —— 进料流量 kg/h ；0x —— 初始液浓度；
n x —— 完成液浓度。
因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即 1W =2W =3W =W 3
=28183.33
3=9394.44
1W 、2W 、3W 分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。 各效完成液的浓度为：011Fx 37083.330.12
F-W 37083.339394.44
x ?=
==-16.7% 2012Fx 37083.330.12
F-W -W 37083.3329394.44
x ?=
==-?24.32%
03123Fx 37083.330.12
F-W -W -W 37083.3339394.44
x ?=
==-?50%
其中：1x —— 第一效完成液浓度； 2x ——第二效完成液浓度；
3x ——第三效完成液浓度。
2.3溶液沸点和有效温度差的确定
选定加热蒸汽压强1P =600kpa ，冷凝器中的操作压强'
n P =30kpa ：
其它各效二次蒸汽的压强按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即：
n P P P n '-=
?1
故第i 效二次蒸汽压强i P '为：
P i P P i ?-='
1
式中 ΔP —— 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差； 1
P 第一效加热蒸汽的压强；
'
n P —— 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强。
第一效 '
11P P P =-?=600-190 kPa
第二效 '22P P P =-?=600-2×190=220 kPa 第三效 '33P P P =-?=600-3×190=30 kPa
由各效的二次蒸汽压强，查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热列于表2-1。
2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?/
根据各效的二次蒸汽温度'
i T 和各效完成液的组成i x ,查得各效溶液的沸点
t Ai 分别为: 表2-2糖液不同质量分数对应的常压沸点升高
则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为：
()2
2'
'113
144.2627316.216.20.220.292135.8810T a r +?=?=?
?=? ℃ ()2
2'
'223119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +?=?=??=? ℃ ()2
2'
'333
66.527316.216.2 1.8 1.442333.710T a r +?=?=??=? ℃ 2.3.2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较高，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，溶液内部沸点按液面与底部的
平均压强Pm 下水的沸点和二次蒸汽的压强'P 下水的沸点差估算，平均压强近似按静力学方程估算：
管长大概为2.5～3m,所以选m l 5.2=
'i gh
2
m p p ρ=+
式中： m p ——蒸发器中液面与底层的平均压强，Pa ；
'i p ——二次蒸汽的压强，Pa ； ρ——溶液的平均密度，kg/ 3m ； h ——液层高度，m 。
可查得不同糖液浓度下的密度见表2-3。
表2-3 不同糖液浓度下的密度
1'31410101063.29.81 2.2/2421472.992m p p Pa =+
=?+??=
2'32gh
220101098.49.81 2.2/2231852.832m p p Pa ρ=+=?+??=
3'33gh
301012309.81 2.2/243272.932
m p p Pa ρ=+=?+??=
根据各效溶液压强查得对应的饱和溶液温度见表2-4。
表2-4 平均压强对应的饱和溶液温度
'''11145.25144.260.99m T T ?=-=-=
℃
'''22121.11119.76 1.35m T T ?=-=-= ℃ '''3377.0366.510.53m T T ?=-=-=
℃
2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失?'''
在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到下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 ，根据经验其值选取1 ℃。
即?'''=1?'''=2?'''=3?'''=1 ℃,
2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差
各效温度差损失 ''''''11110.290.991 2.28?=?+?+?=++= ℃ ''''''22220.440.391 1.83?=?+?+?=++= ℃ ''''''3333 1.4410.53112.97?=?+?+?=++= ℃ 溶液的沸点为 i ?-=‘i i T t
所以可得：各效溶液沸点为 111T 144.26+2.28=146.54t =+?=‘ ℃
222T 119.76+2.77=122.53t =+?=‘ ℃ 333T 66.5+12.97=79.47t =+?=‘ ℃
1T '、2T '、3T '—分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，℃。
查表得600 kPa 饱和蒸汽的温度为0T =158.7℃、汽化潜热为1r =2091.1kJ/kg 各效传热温度差 101t t 158.7146.5412.16T ?=-=-= ℃ 212t t 44.26124.8319.43T ?=-=-=’ ℃ 323t t 12379.4743.53T ?=-=-=’ ℃
0T 、1T '、2T '—分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，℃。
2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
原料液的比热po C 可视为定值为3.95 kJ /（kg ﹒℃）， 水的比热 pw C =4.187 kJ /（kg ﹒℃）。
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 效加热蒸汽量，kg/h ，当无额外蒸汽引出时，i-1=W i D
i r ，'i r —为第i 效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg ，且i r 'i-1=r ； i t ，1-i t —分别为第i 效及第i-1效溶液的沸点；
，
i η—为第i 效的热利用系数，均取0.98；
，，，，.. 第一效的焓衡量式为：)(
110011
111r t t FC r r D W p '
-+'=η 因沸点进料， 10t t =， 所以 1111
1r r D W '=η1
12091.1D 0.98=0.96D 2135.88
=? (kg/h) (a)
第二效的热衡算式为 ])([
2211022222r t
t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112135.8837083.33 3.95W 4.187146.54-124.830.982196.92W ?+?-???
=?????
1=1418.56+0.91W （kg/h ） （b ）
第三效的热衡算式为 ])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122196.9237083.33 3.95W 4.187-W 4.187124.83-79.470.982333.7W ?+?-????=???
??
1=3985.74+0.69W （kg/h ） （c ） 又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （d ） 联立式（a ）至式（d ），可得
1W =8761.17 kg/h
2W =9391.22 kg/h
3W =10030.95 kg/h
1D =9126.22 kg/h
2.5估算蒸发器的传热面积
由传热速率方程i i i i t S K Q ?=得：i i i
i t K Q S ?=
式中 i Q ---第i 效的传热速率，W 。 i K ----第i 效的传热系数，W/（m 2 ℃）. i t ?---第i 效的传热温度差，℃ i S -------第i 效的传热面积，m 2
i K 值见表2-5。
表2-5
3
1119126.222091.110Q =D r =5301066.29W
3600??=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5301066.29
S =
145.31K t 300012.16
m ==?? 3
'
211
8761.172135.8810Q =W r =5198002.16W 3600??=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5198002.16
S =
140.80K t 190019.43
m ==?? 3
'
3229391.222196.9210Q =W r =5731044.18W
3600??=
则第三效蒸发器传热面积为2
3333Q 5731044.18
S =
119.69K t 110043.53m ==??
2.6温差的重新分配与试差计算
因
313145.31119.69
0.1760.04145.31
S S S --==<，误差较大，故应调整正各效的有效温度差，重复上述计算步骤。
2.6.1重新分配各效的有效温度差
2
112233145.3112.16140.8019.43119.6943.53
129.30m 12.1619.4343.53S t S t S t S t
?+?+??+?+?=
==?++∑
重新分配有效温度差，得
'111145.31t t 12.1613.67129.3S S ?=?=?= ℃
'222140.80t t 19.4321.16129.3S S ?=?=?= ℃
'333119.69t t 43.5340.29129.3S S ?=?=?=
℃
1t ?、2t ?、3t ?—分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，℃； S 1、S 2、S 3—分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积，2m 。
2.6.2重复上述计算步骤
（1）由所求得的各效蒸发量1W 、2W ，求各效料液的浓度，它们分别为
011Fx 37083.330.12
15.71F-W 37083.338761.17
x ?=
==-% 2012Fx 37083.330.12
23.51F-W -W 37083.338761.179391.22
x ?=
==--%
3x =50%
0x —原料液的浓度；
F —原料液的进料量，kg/h ； （2）计算各效料液的沸点
表2-6
因末效完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即''''''3333 1.4410.53112.97?=?+?+?=++= ℃，故末效溶液的沸点3t 仍为79.47 ℃,而'3t 40.29?=℃,则第三效加热蒸汽的温度（即第二效二次蒸汽温度）为 ''323340.2979.47119.76T T t t ==+?=+= ℃
则()2
'2'
'223
119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +?=?=??=?℃ 2'32gh
197.22101096.159.81 2.2/2209048.552
m p p Pa ρ=+
=?+??=
查表知m T =121.11℃
'''11121.11119.76 1.35m T T ?=-=-=℃
'''21?=℃
121T 143.69+2.11=145.71t =+?=‘℃
2T =''122221.16119.76 2.77143.69T t t =+?+?=++=℃
由第一效、第二效的二次蒸汽的温度'1T ，'2T 查表知气化潜热 '
i r
二次蒸汽压强'i P 如下表所示
表2-7
()2
'2'
'113
143.6927316.216.20.210.282138.1210T a r +?=?=?
?=?℃ 1'31gh
400.53101061.989.81 2.2/2411989.832
m p p Pa ρ=+
=?+??=
由1m p 查表可知水的沸点m T =144.43℃
'''11144.43143.60.83m T T ?=-=-=℃ '''11?=℃
''''''11110.280.831 2.11?=?+?+?=++=℃
111T 143.69+2.11=145.71t =+?=‘
℃
（3）各效的焓衡算 第Ⅰ效：
111
11
1'12091.1D 0.98=0.96D 2138.12
D r W r η==? （h kg /） （e ） 第Ⅱ效：
])([
2211022222r t
t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112138.1237083.33 3.95W 4.187145.71-122.530.982205.86W ?+?-???=???
??
10.901493.97W =+ （h kg /） （f ） 第Ⅲ效：
])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122205.8637083.33 3.95W 4.187-W 4.187122.53-79.470.982333.7W ?+?-????=???
??
10.6893918.97W =+ （h kg /） （g ）
又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （h ） 联立式（e ）至（h ），可得
1W =8791.66 h kg /
2W =9406.46 h kg /
3W =9976.42 h kg /
1D =9157.98 h kg / （4）计算蒸发器的传热面积
3
1119157.982091.110Q =D r =5319514.44W
3600??=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5319514.44
S =
129.71K t 300013.67
m ==?? 3
'
211
8791.662138.1210Q =W r =5221562.24W
3600??=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5221562.24
S =
129.88K t 190021.16
m ==?? 3
'
3229406.462205.8610Q =W r =5763703.85W
3600??=
则第三效蒸发器传热面积为23333Q 5763703.85
S =
130.05K t 110040.29
m ==?? 因
313130.05129.71
0.00260.04130.05
S S S --==< 计算误差在0.04以下，试差结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。 取面积2123S S 129.88130.05129.71
110%110%14333
S S m ++++=
?=?=
第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计
中央循环管式蒸发器主体分为加热室和分离室，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，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。
我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。
3.1 加热管的选择和管束的初步估计
加热管通常选用mm 5.225?φ，mm 5.238?φ，mm 5.357?φ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，溶液的起泡性和厂房的高度等因素综合考虑。本次设计加热管选用mm 5.238?φ长度为3 m 的无缝钢管。 由下式估算所需管数：()()
'0143
=
4140.1 3.140.03830.1S n d L π==-?-根
式中S ——蒸发器的传热面积，2m ；
0d ——加热管的管径，m ； L ——加热管长度，m 。
因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度占据的传热面积，计算n '时的管长用（L-0.1）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确定。
3.1.1 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。其截面积可以取加热管总截面积的40％～100％，若以表示1D 循环管内径，则：
212
14
)1~4.0(4
d n D π
π-
'=
()11382 2.50.425D m ==-?=
对于加热面积小的蒸发器，应取较大的的百分数。查管规格表，所以本设计选取的循环管应选用42612mm φ?的管子，长度为3 m 。
3.1.2 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、正方形、同心圆等，目前以三角形居多。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。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，管子规格确定后，相应的管心距则为定值。
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束c n ，管子按正三角形排列时，
n n c 1.1= 管子按正方形排列时，
n n c 19.1= 式中n ——总加热管数
以三角形排列初步估算加热室内径，即
1.141423n ==?=
加热室内径()()0121~1.5i c D t n d =-+?()482312 1.538=?-+??1170mm = 根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图所得管数n 必须大于初始值'n ，如不满足，应令选一设备内径，重新作图，直至合适为止。壳体内径的标准尺寸列于表3-2中，作为参考。
表3-2 壳体的尺寸标准
根据表选取加热室壳体内径为1200mm ，壁厚为12 mm 。 根据绘图可知管数为426根。
3.1.3分离室直径和高度的确定
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。
分离室体积的计算式: 33600m U
W
V ρ=
式中V ——分离室的体积，3m ；
W ——某效蒸发器的二次蒸汽流量，kg/h ； ρ——某效蒸发器的二次蒸汽密度，；
3/m kg U ——蒸发体积强度，)/(33s m m ?，即每立方米分离室每秒钟产生的二次蒸汽量，一般允许值为)/(5.1~1.133s m m ?。
现取分离室中U=1.1）s m m ?33/(；而二次蒸汽的密度见表3-3。
表3-3 二次蒸汽密度的确定
根据前述计算值到代入分离器体积的计算式可得：
31118791.66
1.028********
2.16 1.1
W V m U ρ=
==??
32229406.46
2.1436003600 1.11 1.1
W V m U ρ=
==??
3
3339976.42
14.82360036000.17 1.1W V m U ρ=
==??
一般情况下，各效的二次蒸汽量是不同的，且密度也不相同，按上述算出的分离室体积也不相同，通常末效体积最大。为了方便起见，设计时各效分离室尺寸可取一致。分离室体积宜取其中最大者。所以分离器的体积选取其中的最大者，即314.82V m =
分离室体积确定后，其高度H 与直径D 符合下列关系：H D V 24
π
=
2~1/=D H 。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8 m ，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。
根据上述原因，取/ 1.5H D = 代入值，解得 2.33D =m ， 3.5H =m
3.2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/s ；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标准管。
3.2.1溶液的进出口管
对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液的流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量来确定接管。取适宜流速选取s m u /2=则
0.079d m =
==
= 所以选用89 3.5mm φ?无缝不锈钢管。
3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管
查表已知31 2.161/kg m ρ=，32 1.113/kg m ρ=，330.172/kg m ρ=；又适宜的饱和蒸汽流速一般在30和50 （s m /）之间取u =50s m /。
31
11
8791.66
1.130/3600
2.161
W V m s ρ=
=
=?
32
22
9406.46
2.348/3600 1.113
W V m s ρ=
=
=?
33
33
9976.42
16.112/36000.172
W V m s ρ=
=
=?
0.24d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的蒸汽接管规格为27316mm φ?。
3.2.3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动（u=0.8-1.8 m/s ），接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。
第三效的蒸汽冷凝量为9976.42h kg /；由手册查得，70℃时冷凝水的密度为
3/975m kg =ρ； 适宜流速选为0.4s m /。 可计算冷凝水出口管径：
0.034d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的冷凝水出口管径规格为mm 240?φ。
第四章 蒸发装置的辅助设备的设计
蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器与蒸汽冷凝器。
4.1 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分离，但为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，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，故气液分离器又称为捕沫器或除沫器。其类型很多，设置在蒸发器分离室顶部的有简易式、惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部的有折流式、旋流式及离心式除沫器等。
惯性式除沫器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。其结构简单，中小型工厂中应用较多。本设计选用惯性式除沫器。
惯性式除沫器的主要尺寸的计算： 01240D D mm ≈= 规格选取27316mm φ?
2:5.1:1::321=D D D
211.5360D D mm == 312480H D D mm ===
10.5120h D mm ==
式中0D ——二次蒸汽的管径，m ；
1D ——除沫器的内管的直径，m ； 2D ——除沫器外罩管的直径，m ；
3D ——除沫器外壳直径，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 。
4.2蒸汽冷凝器主要类型
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污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋板式及淋水式等热交换器。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。二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷却效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛使用，故在本设计中选用直接接触式冷凝器。 直接接触式冷凝器有多孔板式、水帘式、填充塔式及水喷射式等。
表4-2各种型式蒸汽冷凝器的性能
综合考虑各种设备的性能，本设计选用水喷射式蒸汽冷凝器。
水喷射式冷凝器的工作原理是冷却水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝。不凝气也随冷却水由排水管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可以造成和保持系统的真空度。但单位二次蒸汽所需的冷却水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。
4.3蒸汽冷凝器的设计与选用
4.3.1工作水量的计算
对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓、冷却水的进出口温度，按下式计算：
冷却水用量39976.42/D W kg h ==，冷却水进出口温度分别为201=t ℃，
402=t ℃ 平均温度12
302
t t t +=
=℃ 由平均温度查得：)/(187.4C kg kJ C p ??=； 蒸汽的焓kg kJ I /4.2606=
()
122)
(t t C t C I D W P P --=
()
()
59976.422606.4 4.18740 2.910/4.1874020kg h ?-?=
=??-
式中W ——冷却水用量，；h g /k
D ——冷凝蒸汽量，；h g /k I ——蒸汽的焓，；
kg J /k 21,t t ——冷却水进出口温度，℃（冷却水可循环使用）；
p C ——冷却水平均比热，?g J k /(k ℃）。
蒸发器尺寸设计
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
HTFS冷凝器蒸发器设计
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
蒸发器计算说明
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-?=
蒸发器-冷凝器-设计
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
单效中央循环管蒸发器
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。
升膜蒸发器设计计算说明书
《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
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 '∑?
单效蒸发及计算汇总
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，℃ 。
蒸发器换热系数的理论数值.
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-?=
蒸发器尺寸设计
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。
冷凝器换热面积计算方法
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:
ASPEN Plus 例题-单效蒸发器
ASPEN Plus 介绍 单效蒸发器 练习1: 单效蒸发器 (沸点不升高) 这个练习解决问题 8.4-12 (Geankoplis)：在一个单效蒸发器中，将进料为10000 lb/h 浓度为15 wt%的蔗糖水溶液提浓到30 wt%，如下图。使用的饱和蒸汽为240 o F ，蒸发器中蒸汽压力为1 atm (绝压)。总的传热系数为 350 btu/h ft 2 o F. 计算蒸汽用量和所需面积。 创建流程 利用 Aspen 的Help 菜单找到表示蒸发过程的合适的设备。 Help 菜单指导我们使用 Flash 2 (在ASPEN 主窗口下方的“Separator ” 条中)。到屏幕下方选择 Separator>Flash2； 移动指针点击鼠标左键将单元或称“块”放置在Aspen 窗口中。
注意：可以完成同样的分离任务的设备可能不止一种，有一些的应用更为简单。如果你发现选用的设备要求输入的条件超过你掌握的，你可以试试换一种简单的设备模型。 通过选择“material streams”按钮添可以在流程上加物料流。进料物流可以从屏幕空白处一直拉到设备的进口端，产品物流可以从出口端一直拉到屏幕空白处。 放置了块和物流后，可以通过点击鼠标右键对它们进行删除、重命名和重新连接。 流程图绘制完成后，就要对每股物流输入过程数据。 输入过程数据 (在窗口上部的Data 菜单中) Setup – (给定问题的一般信息) 在适当的地方给问题命名并指定英制单位。 注意: 点击数据浏览器右上角的蓝色带箭头的按钮（NEXT按钮），系统会指导你有步骤的输入过程参数，强烈推荐这样作！！！ Components – (在这里你要列举所有参与过程的化学组分) T在 Component Name栏键入“sucrose”（蔗糖）或在formula 栏键入“C12H22O11”。你还必须给蔗糖一个“Component ID”…一个将在所有输出表格用于表示这种物质的昵称。在另一行定义 water（水）。
满液式蒸发器的设计
满液式蒸发器的设计
3满液式蒸发器的设计 3.1制冷剂流量的确定 制冷剂压焓图： P h 图3.1 由蒸发温度50=t ℃，40=k t ℃，5=g t ℃，根据文献1《制冷原理及设备》附表13（P 341）和附图5（P 373）查得： 1407.143/(.)h kJ kg K =,)./(050.4302K kg kJ h =,)./(686.24943K kg kJ h h == )./(963.242, 4,3K kg kJ h h ==,kg m /103556.40331-?=ν,kg m /109876.17332-?=νkg m /1088392.0333-?=ν, kg m /100003.933,4-?=ν 单位制冷量： )./(180.164963.242143.407, 410K kg kJ h h q =-=-=（P 31） (3.1) 制冷剂流量： 00700.4263/164.180 m Q q kg s q = == （P 31） (3.2) 3.2载冷剂流量的确定 3301270 3.343610/()1000 4.1875 vs p s s Q q m s c t t ρ-= ==?-?? （P 246） (3.3) 3.3传热管的确定 选用φ10×1低螺纹铜管，取水流速度s m u /2.1=,则每流程的管子数Z t k t 43 2 1 3 4
为 3 226 44 3.34361055.463.14(102)10 1.2 vs i q Z d u π--??===?-??根 (3.4) 圆整后，Z=56根。 实际水流速度 3 226 44 3.343610 1.1884/ 1.2/3.14(102)1056vs i q u m s m s d Z π--??===≈?-?? (3.5) 3.4管程与有效管长 假定热流密度q=6600W /m 2,则所需的传热面积 3 20701010.616600 k Q F m q ?=== (3.6) 管子与管子有效长度的乘积 0010.61 6.033.140.0156 c F NI m d Z π= ==?? (3.7) 采用管子成正三角形排列的布置方案，管距s=14mm,对不同流程数N ，有效单管长c l ，总根数NZ,壳体直径D 及长径比D l c /进行组合计算，组合计算结果如表3.1所示： 表3.1组合计算结果 N NZ ) (m l c ) (m D D l c / 2 112 3.02 0.12 25.17 4 224 1.51 0.16 9.44 6 336 1.01 0.18 5.61 8 448 0.75 0.20 3.75 表3.1不同流程数N 对应的管长c l 及D l c / 从D 及D l c /值看， 4流程是可取的。
单效降膜式蒸发器的设计
食品工程原理 课程设计说明书单效降膜式蒸发器的设计 姓名： 学号： 班级： 指导老师： 年月日 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
任务书一、设计意义
二、蒸发工艺设计计算 （1）蒸浓液浓度计算 多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气（生蒸气）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。 蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。 ①根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。 ②根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。 ③根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。 ④根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 ⑤根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤③至⑤，直到所求得各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 43028*10*10*0.542735/300*24*0.13 X 13% W F*142735*131624/X 50% F kg h kg h ===-=-=蒸发水量：（）（）（2）溶液沸点和有效温度差的确定 由二次蒸汽压强从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中： 单效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 Document serial number【UU89WT-UU98YT-UU8CB-UUUT-UUT108】
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，℃。 p ?1p k p '∑∑?- '-=?)(1k T T t ∑?t 1 T k T '∑?
蒸发器尺寸设计
蒸发器尺寸设计 公司内部编号：（GOOD-TMMT-MMUT-UUPTY-UUYY-DTTI-
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*无缝钢管。 加热管的长度一般为—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* 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—）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—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=* ；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—d0.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景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
蒸发器尺寸设计
蒸发器尺寸设计 集团文件版本号：（M928-T898-M248-WU2669-I2896-DQ586-M1988）
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，试选一个内径作为加热室内径并以该内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。