目录1.设计题目: 双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择 22.任务书 22.1设计任务及操作条件 22.2 设计项目 23. 蒸发工艺设计计算 33.1各效蒸发量及完成液液浓度估算 33.1.1总蒸发量的计算 33.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 33.2多效蒸发溶液沸点和有效温度差的确定 5 3.3 根据有效传热总温差求面积 83.3.1 则重新分配温差 83.3.2计算各效料液温度 83.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数 83.5 计算结果列表 104. 蒸发器的主要结构尺寸设计 114.1加热管的选择和管数的初步估算 114.2 循环管的选择 114.3 加热室直径及加热管数目的确定 124.4 分离室直径与高度的确定 144.5 接管尺寸的确定 154.5.1 溶液的进出口径 154.5.2 加热蒸汽与二次蒸汽出口 154.5.2 冷凝水出口 164.6蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图 165．蒸发装置的辅助设备 185.1 汽液分离器 185.2 蒸汽冷凝器 186. 工艺计算汇总表 197. 对本设计进行评述 19参考文献 201.设计题目: 双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择2.任务书2.1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46%，原料液温度为第一效沸点（60℃），加热蒸汽压力为250kPa(表，冷凝器真空度为92kPa，日处理量为24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。
2.2 设计项目2.1写出设计计算书（计算过程及计算结果尽量表格化）。
2.2蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。
2.3蒸发器的主要结构尺寸设计。
2.4主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。
2.5绘制蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。
2.6对本设计进行评述。
3. 蒸发工艺设计计算3.1各效蒸发量及完成液液浓度估算3.1.1总蒸发量的计算W=F(1-F==3000㎏/h则 W=3000*(1-=1956.5 ㎏/h设两效的蒸发量相等,W=W1+ W2 且 W1=W2===978.25㎏/h则 X1===0.24X2===0.463.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量据已知条件，定效间流动温差损失为1K，查饱和水蒸气表，列出各热参数值如下表各热参数值蒸汽压力（kpa）温度（℃）汽化热（kJ/kg）Ⅰ效加热蒸汽351138.82152Ⅰ效二次蒸汽19.9602355Ⅱ效加热蒸汽19.8592357Ⅱ效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算β1==0β2===6.6*10—6 K·㎏/JCPF=CPW(1-W=4178*(1-0.16=3509.25 J/㎏·K在60℃下水的CPW=4178 J/㎏·K热利用系数η一般可取 0.98-0.7△X i则η1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924η2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826W1=(S1+FCPFβ1*η1= S1η1=0.924S1W2=[S2+（FCPF- CPWW1）β2]*η2=[W1+（3000*3509.52-4178*0.924S1）*6.6*10-6]*0.826 =0.831S1+64.2又知 W=W1+ W2 则 0.924S1+0.831S1+64.2=1956.5 ㎏/h 得S1=1078.23 ㎏/hW1=0.924S1=0.924*1078=996.29 ㎏/hW2 =960.21 ㎏/hS2= W1=996.29 ㎏/h4换热面积得计算A1====9.08㎡A2====24.65㎡因为所求换热面积不相等，应根据各有效面积相等的原则重新分配各有效温差。
方法如下：Δt1′=, Δt2′=又知A1=， A2=则相比可得Δt1′=, Δt2′=温差相加得，=Δt1′+Δt2′=则A=3.2多效蒸发溶液沸点和有效温度差的确定=(T1-Tk′-式中——有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃T1 ——第一效加热蒸汽的温度，℃Tk′——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，℃=′+″+′″，式中′——由于溶液的蒸汽压下降而引起的温差损失，或因沸点升高引起的温差损失，℃″——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而引起温度差损失，℃① 校正法求Δ′Δ′=fΔ0′=0.0162Δ0′，式中Δ0′——常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温差损失，℃f——校正系数，无因次Ti————操作压强下水的沸点，也是二次蒸汽的饱和温度，ri——操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg由于求牛乳的Δ0′所用的参数未知，则由糖液的不同浓度下对应的常压沸点的升高来代替，则X1=0.24 时，Δ0′=0.38 ℃f=0.0162==0.76X2=0.46 时，Δ0′=1.48 ℃f=0.0162==0.68 则可得Δ1′=fΔ0′=0.76*0.38=0.29 ℃Δ2′= fΔ0′=0.68*1.48=1.00 ℃则Δ′=Δ1′+Δ2′=0.29+1.00=1.29 ℃同时由上面计算可得各效料液温度t1=T1′+Δ1′=60+0.29=60.29 ℃t2=T2′+Δ2′=44.3+1=45.3 ℃②由蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失Δ″平均压强按静力学方程估算Pm=P′+式中Pm——蒸发器中液面与底部平均压强，Pa P′——二次蒸汽的压强，Paρ——溶液的平均密度，㎏/m3L——液层高度，mg——重力加速度，m/s2Δ″=tpm-tp 式中tpm——根据平均压强求水的沸点，℃tp——根据二次蒸汽压求得溶液沸点，℃ 所以在Ⅰ效蒸发器中，Pm1=P1′+=19.9+=24.9 kPa 查得tpm1=63.2 ℃ 由于牛乳的沸点和水相近，则取二次蒸汽压强下水的沸点为溶液沸点，得Δ1″=63.2-60=3.2 ℃同理，Pm2=P2′+=9.5+=14.6 kPatpm2=52.8 ℃ 得，Δ2″=52.8-44.3=8.5 ℃则Δ″=Δ1″+Δ2″=3.2+8.5=11.7 ℃③各效间由流动阻力引起的温差损失Δ″′取经验值为1K，则′″=2 ℃最后得=′+″+′″=1.29+11.7+2=14.99 ℃则=(T1-Tk′-=（138.8-43.3）-14.99=80.5 ℃3.3 根据有效传热总温差求面积A=则=13.4 m23.3.1 则重新分配温差Δt1′= ==53.3 ℃Δt2′===27 ℃重复上述计算步骤；1）X1===0.24X2===0.463.3.2计算各效料液温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为45.3℃则第二效加热蒸汽的温度，也是第一效二次蒸汽的温度T2=45.3+27=72.3 ℃3.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数各热参数值蒸汽压力（kpa）温度（℃）汽化热（kJ/kg）Ⅰ效加热蒸汽351138.82152Ⅰ效二次蒸汽34.772.32325Ⅱ效加热蒸汽3371.32327Ⅱ效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算β1===（-）5.3*10-6 K·㎏/Jβ2===1.2*10—5 K·㎏/JCPF=CPW(1-W=4170*(1-0.16=3502.8 J/㎏·K在72.3℃下水的CPW=4170 J/㎏·K热利用系数η一般可取 0.98-0.7△Xi则η1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924η2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826W1=(S1+FCPFβ1*η1=【S1+3000*3502.8*（-）5.3*10-6】η1=0.924S-55.71W2=【S2+（FCPF- CPWW1）β2】*η2=【W1+（3000*3502.8-4170*（0.924S1-55.7）*1.2*10-5】*0.826=0.725S1+73.09又知 W=W1+ W2 则 0.924S1-55.7+0.725S1+73.09=1956.5 ㎏/h得S1=1175.9 ㎏/hW1=0.924S1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8 ㎏/hW2 =1956.5-1030.8=925.7 ㎏/hS2= W1=1030.8 ㎏/h与第一次计算结果比较︱1-︱=0.03︱1-︱=0.03相对误差均在5﹪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，蒸发面积重新计算：A1====14.6㎡A2====13.9㎡误差 1-=1-=0.04<0.05则结果合理，则取平均传热面积为 A=14.6㎡3.5 计算结果列表效数ⅠⅡ加热蒸汽温度Ti，℃138.871.3操作压力Pi，kPa35133.4溶液温度Ti，℃60.2945.3完成液浓度Xi，﹪2446蒸发量Wi，㎏/h1030.8925.7消耗蒸汽量Si，㎏/h1175.91030.8传热面积Ai，㎡14.613.94. 蒸发器的主要结构尺寸设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。
4.1加热管的选择和管数的初步估算根据经验加热管选用Φ57×3.5㎜，L=1.00 m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′===90 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，mL——加热管长度，m4.2 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，循环管径以D1表示，则；D12=0.8 n′d i2所以 D1=d i==424㎜即循环管的径D1=424 mm查《食品工程原理》P440的管子规格表，选择近似的标准管子，可取外径 D=480㎜，壁厚取28㎜则循环管的规格为Φ480×28㎜得循环管面积 S= D12==0.14 ㎡又有，S=0.8 n d i2 则；n===89 根则n=89与所估计的n′=90很接近，因此循环管的规格可以确定为Φ480×28㎜4.3 加热室直径及加热管数目的确定加热室的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。