1、 2010 级级食品科学食品科学与工程专业食品工程原理与工程专业食品工程原理 课课 程程 设设 计计 授课时间：授课时间：20122013 年度年度 第第 1 学期学期 题 目： 双效并流降膜式果汁浓缩装置 课程名称： 化工原理课程设计 专业年级： 食品科学与工程 2010 级 学 号： 1005100110 姓 名： 陈 建 成 绩： 指导教师： 谢 毅 2013 年 7 月 10 日 课程设计任务安排表课程设计任务安排表 食品科学食品科学工程工程 学院 班级： 2010 级级 食品科学与工程专业食品科学与工程专业 食品食品 101 班班 - 2 - 课程名称： 化工原理课程设计化工原理课程
2、设计 填写时间：_2013_年_7 月_10_日 课程 设计 任务 设计题目：设计题目：双效并流双效并流降膜式果汁浓缩降膜式果汁浓缩 一一 原始设计数据原始设计数据：采用双效并流设计。 （1）生产能力：18000kg/h （2）原料汁固形物含量：11% （3）浓缩汁固形物含量：46% （4） 原料汁最高许可温度：75 （5）第 I 效蒸发器的总传热系数：1100 W/(m2 K)，而第 II 效为 800 W/(m2 K)。 （6）各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。 二二 设计内容：设计内容： （1）设计方案的选定与说明。 浓缩装置的流程，操作条件，主要设备形式及材质的选取。 （2）蒸发
3、器的工艺计算。 进行物料衡算，热量衡算，计算和确定蒸发器的转热面积。 （3）蒸发器的主要工艺尺寸设计。 确定蒸发器的直径和长度，管心距和排列方式。 （4）主要辅助设备的选型和计算。 气液分离器，冷凝器等辅助设备的主要尺寸计算和设备型号规格的选定。 设 计 进 度 安 排 7 月 1 日2 日，布置任务，查阅、收集相关设计资料、参考文献等； 7 月 3 日5 日，完成设计计算； 7 月 8 日11 日，完成设计说明书； 7 月 12 日，答辩。 主要主要符号说明符号说明 c比热容，KJ/(Kg.h) x溶剂的百分质量, d管径，m 对流传热系数，/m2. - 3 - D直径，m 温度差损失， D
4、加热蒸汽消耗量，Kg/h K总传热系数，W/m2.， f校正系数， 热损失系数， F进料量，Kg/h 阻力系数， g重力加速度，9.81m/s2 导热系数，/m2. h高度，m 密度，Kg/m3 H高度，m 加和 k杜林线斜率 下标：1,2效数的序号 误差 i内侧 L液面高度，m m平均 n效数 p压强 p压强，Pa W蒸发量，Kg/h q热通量，W/m2 W质量流量，Kg/h Q传热速率，W 上标：二次蒸汽的 r汽化潜热，KJ/Kg 上标：因溶液蒸汽压而引起的 R热阻，m2./W 上标：因液柱静压强而引起的 S传热面积，m2 上标：因流体阻力损失而引起的 2 目目 录录 第一章 前言.03
5、第二章 蒸发工艺设计计算09 2 1 蒸发溶液浓度计算.09 2 2 溶液沸点和有效温度差的确定09 2 3 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算.12 24 蒸发器传热面积估算.错误错误!未定未定 义书签。义书签。 25 重新分配各效的有效温差.15 26 重复上述步骤.15 27 再重新分配各效的有效温差.18 28 再重复上述步骤.18 29 计算结果列表.21 第三章 蒸发器的主要结构尺寸的计算.21 （1）加热管的选择和加热管数的初步估算.21 （2）加热室直径及加热管数目的确定.22 ( 3 )分离室直径和高度的确定22 ( 4 )接管尺寸的确定23 第四章. 蒸发装置的辅助设备
6、的选用计算.25 第五章.双效并流蒸发器结构尺寸确定.28 第六章. 本次化工设计附图.30 第七章. 设计总结.32 第八章.参考文献.34 第一章第一章 前前 言言 3 概述 课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节， 是理论联系实际 的桥梁，是学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求能够综 合运用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通， 并在规定的时间内完成 指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。 本次设计的主要是双效蒸发部分。 1 .蒸发及蒸发流程 蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去 其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓
7、缩的单元操作过程。 蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等 工业中较为常见的单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的： （1）获得浓缩的溶液产品； （2）将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、糖产品； （3）脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品。进行蒸发操作的设备叫蒸发器。 蒸发器内要有足够的加热面积， 使溶液受热沸腾。 溶液在蒸发器内因各处密 度的差异而形成某种循环流动， 被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。 蒸发器 内备有足够的分离空间， 以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴， 或装有适当 形式的除沫器以除去液沫， 排出的蒸汽如不再利用， 应将其在冷凝器
8、中加以 冷凝。 蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸 汽称做一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做而二次蒸汽。 根据加料蒸汽与料液流向的不同， 多效蒸发的操作流程可分为并流、 逆 流、平流、错流等流程： （1）并流流程 也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。并流流程 结构紧凑，操作简便，应用较广。并流流程只使用于处理黏度不大的料液。 4 （2）逆流流程 料液与加热蒸汽在效间呈逆流流动。自前效到后效，料液组 成渐增，温度同时升高，黏度及传热系数变化不大，温度分配均匀，适用于 处理黏度较大的料液，不适于处理热敏性料液。 （3） 平流流程 每一效都有进料和出料， 适合于有大
9、量结晶析出的蒸发过程 （4）错流流程 也称为混流流程，它是并、逆流的结合，其特点是兼有并、 逆流的优点，但操作复杂，控制困难。我国目前仅用于造纸工业及有色金的 碱回收系统中。 2 .蒸发操作的分类 按操作的方式可以分为间歇式和连续式， 工业上大多数蒸发过程为连续 稳定操作的过程。 按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发， 若产生的二次蒸 汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次 蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸气， 并把若干个蒸发器串联 组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较 为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。 按操作
10、压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点： （1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小 蒸发器的传热面积； （2）可以利用低压蒸气作为加热剂； （3）有利于对热敏性物料的蒸发； （4）操作温度低，热损失较小。 在加压蒸发中， 所得到的二次蒸气温度较高， 可作为下一效的加热蒸气 加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操 作，而后效则在真空下操作。 3. 蒸发操作的特点 5 从上述对蒸发过程的简单介绍可知， 常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝 和液体沸腾的传热过程， 蒸发器也就是一种换热器。 但和一般的传热过程相 比，蒸发操作又有如下特
11、点: （1） 沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质， 在港台压力下溶液的 蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸气压低， 使溶液的沸点高于纯溶液的沸点， 这 种现象称为溶液沸点的升高。 在加热蒸气温度一定的情况下， 蒸发溶液时的 传热温差必定小于加热唇溶剂的纯热温差， 而且溶液的浓度越高， 这种影响 也越显著。 （2） 物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性， 例如有些物料在浓 缩时可能析出晶体， 或易于结垢； 有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。 如何根据物料的特性和工艺要求， 选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发操作彼 此必须要考虑的问题。 （3）节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加
12、热蒸气。如 何充分利用热量，提高加热蒸气的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。 4. 蒸发设备的要求 蒸发设备的种类很多， 但无论何种类型的蒸发设备， 在构造上必须有利于过 程的进行。因此设计蒸发设备时应考虑以下几个因素： (1)尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证 设备具有较大的传热系数； (2)能适应溶液的某些特性，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等； (3)能完善汽化、液的分离； (4)能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。 从机械加式工的工艺性、设备的投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备 的设计还应满足以下几项要求： a、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理； 6 b
13、、设备的检修和清洗方便，使用寿命长； c、有足够的机械强度。 在实际设计过程中，要完全满足以上各点困难的，必须权衡轻重，研 究主次，加以综合考虑。 5. 蒸发设备的选型 蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热， 部分气化， 得到浓缩 的完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。 蒸发的主体设备是蒸发器， 它主要由加热室和蒸发室组成。 蒸发的辅助 设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。 减压操作时还需真空装置。分述如下： 由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间 壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两
14、大类： （1）循环型蒸发器 特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近 于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有: a.中央循环管式蒸发器 ；b.悬筐式蒸发器；c.外热式蒸发器； d.列文式 蒸发器； e.强制循环蒸发器 。 其中，前四种为自然循环蒸发器。 （2）单程型蒸发器 特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。 优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失 较小，表面传热系数较大。 缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结 晶、结垢物料的蒸发。 此类蒸发器主要有: 7 a.升膜式蒸发器 ； b.降膜式蒸发器 ；c.刮
15、板式蒸发器。 本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 。 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，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。加热管的高度一般为 12m；加热管径多为 2575mm 之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在 0.4 0.5m/s 以
16、下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方 便。 第二章第二章 蒸发工艺设计计算蒸发工艺设计计算 21 蒸发溶液浓度计算蒸发溶液浓度计算 已知：进料量 F= 18000kg/h，质量分率 0 x =11%， 2 x =46% 总蒸发水量 W=F(1X0 X2 )=18000( 1 0.11 0.46 )= 13695.65kgh 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设 1 W : 2 W =1:1.1 而 W= 1 W + 2 W =13695.65 kg/h 由以上三式可得 1 W =6521.7kg/h kg 2 W =7173.9kg/h 则 1 x = 0 1 Fx FW
17、= 180000.11 18000-6521.7 =17 2 x = 0 12 Fx FWW = 180000.11 18000-6521.7-7173.9 =46 22 溶液溶液沸点和有效温度差的确定沸点和有效温度差的确定 假设 1 P =60 kPa k P = 10kPa 8 设各效间的压强降相等，则总压强差为： P= 1 P - k P =60-10=50 kPa P = 1k PP n =P 2 =502=25 kPa 式中 P -各效加热蒸汽压强与二次蒸气压力之差，kPa； 1 P -第一次加热蒸气的压强，kPa； k P -末效冷凝器中的二次蒸气的压强，kPa。 各效间的压强差可
18、求得各效蒸发室的压强 即 1 P = 1 P - i P =60-25=35kPa 2 P = k P =10 kPa 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: 表 2-1 二次蒸汽温度和汽化潜热数据表 效数 第一效 第二效 二次蒸汽压强 i P (kPa) 35 10 二次蒸汽温度 i T () (即下一效加热蒸汽温度) 70.75 45.3 二次蒸汽的汽化潜热(即下一效 加热蒸汽的 i r ) kgkJ 2322.95 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 )( / 1 KTTt 式中 t -有效总温度差，为各效有效温度差
19、之和，； 1 T -第一效加热蒸气的温度，； k T -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，。 = + + 9 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，。 （）各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 将该溶液当作蔗糖溶液处理: =f a 其中a1、a2 可由相应的糖液浓度查的 X1=17%时，a1=0.27 X2=46%时，a2=1.5 2 )273(0162. 0 r T f 式中： T 操作压强下二次蒸汽的温度，。 操作压强下二次蒸
20、汽的汽化潜热，kJ/kg 95.2322 )27375.70(0162. 0 1 2 f=0.824 9 .2 3 8 8 )2 7 33 .45(0162. 0 2 2 f=0.687 故 1= f1 a1=0.8240.27=0.22248 2= f2 a2=0.6871.5=1.0305 （2） 由于液柱静压力而引起的温度损失 对于降膜式蒸发器，不存在由液柱静压力引起的温度差损失， 即 0 ，即 1 =2 =0 （3）由流动阻力引起的温差损失 10 由于管路流动阻力引起的损失 取经验值 1，即1 =2 =1，则 =1 + 2 =2 综合(1)(2)(3)步得蒸发装置的总温度损失 =+ +
21、 =0.22248 + 1.0305+0+2= 3.25298 （） 各效料液的温度和有效总温差 由各效二次蒸气压力 i P 及温度差损失 i,即可根据下式估算各效料液的温 度 各效温度损失i=i+i + i 得 1=1+1 +1 = 0.22248+1=1.22248 2=2+2 +2 =1.0305+1 =2. 0305 各效料液的温度为 由 ti=Ti+i t1=T1+1=70.75+1.22248=71.97248 t2=T2+2=45.3+2. 0305 =47.3305 因有效温度差 t=(Ts-Tk)-由手册查得 60kPa 饱和汽温度为 85. 6， 气化潜热为 2393.9K
22、J/Kg. 所以t=(Ts-Tk)-= (85. 645.3)- 3.25298=37.04702 23 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算 由热量衡算式: Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)+Wi 1 r + 1 Q 其中 Di一第 i 效加热蒸气量,Kg/h ri第 i 效加热蒸汽的汽化潜热,K/Kg 1 r -第 i 效二次蒸汽的汽化潜热, K/Kg cp0 原料液的比热容,K/(Kg/) 11 cpw水的比热容, K/(Kg/) ti,ti-1分别为地 i 效和第 i-1 效溶液的温度(沸点)
23、, 1 Q热损失量,KJ 由上式两边同时除以 1 r 得: Wi=Diri/ 1 r +(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ 1 r - 1 Q/1 r 去掉 1 Q/ 1 r ,乘以热利用系数 i，表示上式得: Wi=iDiri/ 1 r +( Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ 1 r - 1 Q/ 1 r 对于沸点进料 t0=t1,考虑到果汁溶液浓度浓缩热影响，热利用系数算式为 i=0.98-0.7 ix 其中 ix为第 i 效蒸发器中液料溶质质量分数的变化. 938. 0)11. 017. 0(7 . 098. 0
24、 1 777. 0)17. 046. 0(7 . 098. 0 2 ( 1) 第效热衡算式为 W1=1( 1 1 1 D r r +0pFC 01 1 tt r ) =11 1 11 19666. 0 95.2322 9 .2393 938. 0 DD r rD (a) ( 2) 第效热衡算式为 W2= 1212 201 22 () ppw W rtt FCW C rr 9 .2388 3305.47-97248.71 )187. 4726. 318000( 9 .2388 95.2322 777. 0 11 WW 12 =0.7220W1 +536.7519 (b) 又 W1+W2 =136
25、95.65 (c) 联解式(a)至(c),可得 D1=7905.69Kg/h W1=7641.64Kg/h W2=6054.01Kg/h 24 蒸发器传热面积估算蒸发器传热面积估算 i i ii Q S Kt , Qi=Diri Q1=D1r1= 3600 10009 .239369.7905 =5.257 106 W t1=T1- t1=85.6 -71.97248 =13.62752 S1= 11 1 tK Q = 62752.131100 10257. 5 6 =350.69 m2 同理： Q2=W1r2= 3600 10009 .238864.7641 =5.07 106 W t2=T
26、2- t2=T1 t2=70.7547.3305=23.4195 S2 = 2 2 2 Q Kt = 4195.23850 1007. 5 6 =254.7 m2 误差为 1S2 S1 =1 69.350 7 .254 =0.270.05 ，误差较大，应调整各效有效温 差，使两个个蒸发器的传热面积尽量相等。 25 重新重新分配分配各效的各效的有效温差有效温差 S=S1t1+ S2t2 t = 4195.2362752.13 4195.237 .25462752.1369.350 =290 m2 13 重新分配有效温差得 t1= 1 1 t S S = 290 62752.1369.350 =1
27、6.48 t2= 2 2 t S S = 290 4195.237 .254 =20.57 26 重复上述步骤重复上述步骤 （） 计算各效料液的质量分数 1 x = 0 1 Fx FW = 7641.64-18000 11. 018000 =19.1% 2 x = 0 12 Fx FWW = 6054.01-7641.64-18000 11. 018000 =38.02% () 计算各效料液温度 因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定， 故末效溶液温度仍为 47.3305即 t2=47.3305 则第效加热蒸气的温度为 T2=T1= t2+t2= 47.3305+20
28、.57=67.9 T2=45.3 第效料液沸点为 t1= T1t1=85. 616.48=69.12。 由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有效总温差不变， 即 t =37.04702温差重新分配后各效温度列于下表 表为各效温差重新分配表： 效数 效 效 有效温度差/ t1=16.48 t2=20.57 14 加热蒸汽温度/ T1=85.6 T2=67.9 料液温度/ t1=69.12 t2=47.3305 （3） 各效焓衡算与各效的蒸发量 查手册得出 T1=67.9 r1=2282.6KJ/Kg T2=45.3 r2=2377.9KJ/Kg 第效： W1=1( 1 1 1 D r
29、r +0pFC 01 1 tt r )=1 1 1 1 D r r =0.938 2282.6 9 .2393 D1=0.9837 D1 (1) 第效： W2= 1212 201 22 () ppw W rtt FCW C rr =0.777 2 3 7 7 . 9 95.2322 W1+(18000 3.726 4.187 W1) 2377.9 3305.47-67.69 =0.7285W1+489.59（2） 又 W1+W2 =13695.65(3) 联解式(1)至式(3)，得： 15 D1=7766.79Kg/h W1=7640.19Kg/h W2=6055.46Kg/h 与第一次结果比
30、较，其相对误差为 1 7766.79 64.7641 =0.016 1 6055.46 01.6054 =0.0002 计算相对误差均在 0.05 以下，故各效蒸发量计算结果合理，不需重新计算。 （） 蒸发器传热面积计算 Q1=D1r1= 3600 10009 .239379.7766 =5.16106 W t1=T1- t1=85.6-69.12=16.48 S1= 11 1 tK Q = 48.161100 1016. 5 6 =284.64 m2 Q2=W1r1= 3600 10006 .228219.7640 =4.80106 W t2=T2- t2=T1 t2=70.75-47.33
31、05=23.4 S2= 2 2 2 Q Kt = 4 .23850 1080. 4 6 =241.3 m2 误差为 1S2 S1 =1 64.284 3 .241 =0.150.05 27 再重新再重新分配分配各效的各效的有效温差有效温差 S=S1t1+ S2t2 t = 4 .2348.16 4 .233 .24148.1664.284 =259.2 m2 重新分配有效温差得 16 t1= 1 1 t S S = 2 .259 48.1664.284 =18 t2= 2 2 t S S = 2 .259 4 .233 .241 =21.78 28 再再重复上述步骤重复上述步骤 （） 计算各效
32、料液的质量分数 1 x = 0 1 Fx FW = 7640.19-18000 11. 018000 =19.1% 2 x = 0 12 Fx FWW = 6055.46-7640.19-18000 11. 018000 =46% () 计算各效料液温度 因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定， 故末效溶液温度仍为 47.3305即 t2=47.3305 则第效加热蒸气的温度为 T2=T1= t2+t2= 47.3305+21.78=69.11 T2=45.3 第效料液沸点为 t1= T1t1=85. 618=67.6 由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有
33、效总温差不变，即 t =37.04702温差重新分配后各效温度列于下表 表为各效温差重新分配表： 效数 效 效 有效温度差/ t1=18 t2=21.78 加热蒸汽温度/ T1=85.6 T2=69.11 料液温度/ t1=67.6 t2=47.3305 17 （3） 各效焓衡算与各效的蒸发量 查手册得出 T1=69.11 r1=2283.0KJ/Kg T2=45.3 r2=2377.9KJ/Kg 第效： W1=1( 1 1 1 D r r +0pFC 01 1 tt r )=1 1 1 1 D r r =0.938 2283 6 .2306 D1=0.95 D1 (1) 第效： W2= 12
34、12 201 22 () ppw W rtt FCW C rr =0.777 2 3 7 7 . 9 95.2322 W1+(18000 3.726 4.187 W1) 2377.9 3305.47-6 .67 =0.7313W1+442.95.（2） 又 W1+W2 =13695.65.(3) 联解式(1)至式(3)，得： D1=8057.65Kg/h W1=7654.77Kg/h W2=6040.88Kg/h （） 蒸发器传热面积计算 Q1=D1r1= 3600 10009 .239365.8057 =5.3106 W t1=T1- t1=85.6-67.6=18 18 S1= 11 1
35、tK Q = 181100 103 . 5 6 =267.7 m2 Q2=W1r1= 3600 1000228377.7654 =4.85106 W t2=T2- t2=T1 t2=69.11-47.3305=22 S2= 2 2 2 Q Kt = 22850 1085. 4 6 =260 m2 误差为 1S2 S1 =1 7 .267 260 =0.03 50m 196588KPa 8590 常压 1225m/s，减压25m/s 4. 分离器的选型 由 D0D 1, D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 , H=D3 , h=（0.40.5） D1 22 其中 D0二次蒸汽的管径，m D1
36、除沫器内管的直径，m D2除沫器外管的直径，m D3除沫器外壳的直径，m H除沫器的总高度，m h除沫器的内管顶部与器顶的距离，m m V D S 30. 0 2514. 336514. 03600 77.76544 u 4 0 所以 D1= D0=0. 30m D2=0.45m D3=0.6m H= D3=0.6m h=0.4D1=0.12m 4. 蒸汽冷凝器的选型设计蒸汽冷凝器的选型设计 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表 表 多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表 水气接触 压强 塔径范围 结构与要求 水量 面积大 10672000Pa 大小均可 较简单 较大 4. 冷却水量的确
37、定 查多孔板冷凝器的性能曲线得 10kPa 的进口蒸汽压力，冷却水进口温度 20,1m3冷却水可冷却蒸汽量为 X=30Kg， 得 VL=36.201 30 88.6040 Kg/h 与 实际数据比，VL偏小，故应取 VL =1.2 V L=241.64Kg/h。 4. 冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速 u=15m/s 则 D= m WV 45. 1 1514. 306798. 0 3600 88.6040 4 4 4. 淋水板的设计 因为 D500mm,取淋水板 8 块 23 淋水板间距以经验公式 Ln+1=0.7Ln 计算，取 L末=0.15m 即 L7=0.15m.依次计算出： L6= 21
38、. 0 7 . 0 15. 0 7 . 0 7 L , L5= 30. 0 7 . 0 21. 0 7 . 0 6 L , L4= 43. 0 7 . 0 30. 0 7 . 0 5 L , L3= 61. 0 7 . 0 43. 0 7 . 0 4 L , L2= 87. 0 7 . 0 61. 0 7 . 0 3 L , L1= 24. 1 7 . 0 87. 0 7 . 0 2 L L0= 77. 1 7 . 0 24. 1 7 . 0 1 L 弓型淋水板的宽度 B=0.8D=0.8 1.45=1160mm B=0.5D+50=0.5 1450+50=775mm 其中 B为最上面的一块板
39、，B 为其它板 淋水板堰高 h, 取 h=50mm 淋水板孔径 冷却水循环使用，取 8mm 淋水板孔数 淋水孔流速 u0= gh2 其中 -淋水孔的阻力系数，=0.950.98 -水孔收缩系数，=0.800.82 h-淋水板堰高,m 取 =0.98 =0.82 计算 u0=0.98 0.82 s /m80. 005. 081. 92 孔数 n=1670 80. 0008. 0 4 3600 64.241 ud 4 3600 2 o 2 L V 个 考虑到长期操作时易造成孔的堵塞， 取最上层孔数为 1.15n=1.15 1670=1920 个，其它各板孔数应加大 5%，即 1.05n=1.05
40、1670=1754 个 淋水孔采用正三角形排列。 24 五五.双双效效并流并流设备设备结构尺寸确定结构尺寸确定 5.1 表 气液分离器结构尺寸的确定 气压分离器主要结构 设计尺寸 除沫器内管的直径 300 mm 除沫器外罩管的直径 450 mm 除沫器外壳的直径 除沫器内管顶部与器顶的距离 600mm 120 mm 5.2 表 蒸发器的主要结构尺寸的确定 加热管主要结构 设计尺寸 加热管（无缝钢管）管径规格 38 2.5 mm 加热管（无缝钢管）长度 9 m 加热管（无缝钢管)管数 298 加热室内径 1000 mm 分离室直径 2230 mm 分离室高度 4200 mm 溶液进出口管径 95
41、 5 mm 加热蒸气进出口与二次蒸气出口管径 530 16mm 冷凝水出口管径 168 7mm 5.3 表 蒸汽冷凝器主要结构的确定 蒸气冷凝器主要结构 设计尺寸 蒸汽冷凝器类型 多层多孔式冷凝器 冷却水量 241.64m3/h 冷凝器的直径 1450 mm 25 淋水板数 7 淋水板间距 L1 1240mm 淋水板间距 L2 870 mm 淋水板间距 L3 610 mm 淋水板间距 L4 430 mm 淋水板间距 L5 300 mm 淋水板间距 L6 210 mm 弓形淋水板的宽度 1160 mm 淋水板堰高 50 mm 淋水板孔径 8 mm 淋水板孔数 1754 六六. 本次化工设计本次化
42、工设计附图附图 61 工艺流程图 26 6.2 惯性捕集器 5 6 1 2 4 3 7 8 2 1 3 3 2 (2) (1) 1 3 2 6.3 一效蒸发器简图 )(T1 1P D 00, t ,xF 11, x t 22, x t 3 D 双效蒸发果汁浓缩工艺流程图流程图双效蒸发果汁浓缩工艺流程图流程图 27 6.4 车间设备图样 七七. 设计总结设计总结 对于化工原理课程设计这个课程， 我起初并不是十分了解， 化工课程上 28 课次数虽然很多，但通过上课，我大概知道是要做些什么事情。然而通过自 己亲自动手完成这份设计书让我更深入的了解了什么是化工原理课程设计。 这次我做的是二效蒸发装置的
43、设计， 在这个设计过程中， 我遇到了许多 以前没有掌握扎实的知识， 比如说温度差的计算、 热量衡算式的公式及怎样 根据自己所算出的数字找相应合适的加热管数目和尺寸、加热室直径等等。 通过这次设计让我巩固了许多的知识，同时让我获得了许多难于培养的品 行。 通过做计算，使我做事更加细心认真了；通过画图，使我做事更加耐心 刻苦；通过写字，使我更加坚定、更加有决心；通过查阅各种不同的文献， 使我更加的认识到原来知识是无穷无尽的。 通过此次化工原理课程设计， 使我进一步学习化工设计知识， 培养化工 设计能力。 经过化工原理课程设计，使我们运用所学知识，联系化工生产 的实际，完成化工单元操作为主的化工设计
44、实践。经过这一实践，使我们掌 握了化工单元操作设计的基本程序和方法， 还培养了我们熟悉查阅资料及国 家技术标准的能力； 准确选用公式和数据， 运用简结文字和工程语言正确表 达设计思想。 从而培养我们自主实践， 实事求是的科学态度和正确的经济观 点。提高了我们应用综合知识，独立解决问题的能力 不仅如此，在我完成这份设计书的时候，内心充满了感谢。感谢老师以 前的教导， 让我有了基础， 感谢我们的指导老师谢毅老师耐心的指导我 们，感谢图书馆中丰富的资料，感谢网络为我们提供了广大的知识平台。由 于设计者本人的能力有限， 设计不可避免存在不足之处， 在此希望老师们的 批评指导。 29 八八.参考文献参考
45、文献 1 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计M. 天津:天津大学出版社, 2002. 2 陈敏恒.化工原理（下）M. 北京:化学工业出版社,1989. 3贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计M. 天津:天津大学出版社, 2002. 4 吴楼涛，李永刚离子膜法氢碱技术的发展及建议J化工进展, 2003,22(8): 876-880. 5 蕲明聪，程尚模，赵永湘. 换热器. 重庆：重庆大学出版社，1990. 6 魏兆灿. 塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988. 7 聂清德编. 化工设备设计. 北京：化学工业出版社，1991. 8 袁林根. 机械工程手册（第二版）. 北京：机械工业出版社，1997. 30 9 时钧主编. 化学工程手册. 北京：化学工业出版社，1996. 10 匡国柱. 化工单元过程及设备课程设计. 北京：化学工业出版社，2006. 11 陈英南， 刘玉兰主编. 常用化工单元设备的设计. 广东： 华东理工大学， 2005. 12国家医药管理局上海医药设计院着
