食品工程原理课程设计

设计任务书

1、设计题目：年处理量为4400吨桃浆蒸发器装置的设计；

试设计一套三效并流加料的蒸发器装置，要求将固形物含量10%的桃浆溶液浓缩到42%，原料液沸点进料。第一效蒸发器的饱和蒸汽温度为103℃，冷凝器的绝对压强为20kPa。

2、操作条件：

（1）桃浆固形物含量：入口含量10%，出口含量42%；

（2）加热介质：温度为103℃的饱和蒸汽，各效的冷凝液均在饱和温度下排出，假设各效传热面积相等，并忽略热损失；

（3）每年按330天计，每天24小时连续生产。

3、设计任务：

（1）设计方案简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。

（2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。

（3）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。

（4）蒸发器的主要结构尺寸设计。

（3）绘制蒸发装置的流程图，并编写设计说明书。

目录

设计任务书 (1)

第1章绪论 (3)

1.1蒸发技术概况 (3)

1.1.1蒸发 (3)

1.1.2发生条件 (3)

1.1.3蒸发的两个基本过程 (3)

1.1.4影响因素 (3)

1.1.5影响蒸发的主要因素 (4)

1.2蒸发设备 (4)

1.2.1蒸发器 (4)

1.2.2蒸发器分类 (4)

1.2.3蒸发器的特点 (5)

1.3蒸发操作的分类 (7)

1.4蒸发在工业生产中的应用 (8)

第2章设计方案 (9)

2.1蒸发器的选择 (9)

2.2蒸发流程的选择 (9)

2.3操作条件 (10)

第3章蒸发器的工艺计算 (11)

3.1估计各效蒸发量和完成液浓度 (11)

3.2估计各效溶液的沸点和有效总温度 (11)

3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发器水量的初步计算 (13)

3.4蒸发器传热面积的估算 (14)

3.5有效温差的分配 (15)

3.6校正 (15)

3.7设计结果一览表 (17)

符号说明 (18)

参考文献 (20)

结束语 (21)

第一章绪论

1.1蒸发技术概况

1.1.1蒸发

蒸发是使含有不挥发性溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶液中溶质的浓度提高的单元操作。

1.1.2发生条件

蒸发在任何温度下都能发生。

蒸发过程吸收热量，蒸发致冷。

1.1.3蒸发的两个基本过程

蒸发两个基本过程的两个必要组成部分是加热料液使溶剂水沸腾和不断除去汽化产生的水蒸气。一般前一部分在蒸发器中进行，后一部分在冷凝器中完成。

工程上，蒸发过程只是从溶液中分离出部分溶剂，而溶质仍留在溶液中，因此，蒸发操作即为一个使溶液中的挥发性溶剂与不挥发性溶质的分离过程。由于溶剂的汽化速率取决于传热速率，故蒸发操作属传热过程，蒸发设备为传热设备，但是，蒸发操作与一般传热过程比较，有以下特点：

1、传热性质：属于壁面两侧流体均有相变化的恒温传热过程。

2、溶液性质：热敏性、腐蚀性、结晶性、结垢性、泡沫、粘度等。

3、沸点升高：当加热蒸气一定时，蒸发溶液的传热温度差要小于蒸发纯水的温度差。

4、泡沫挟带：二次蒸气中带有大量泡沫，易造成物料损失和冷凝设备污染。

5、能源利用：二次蒸气的利用是蒸发操作中要考虑的关键问题之一。

1.1.4影响因素

影响蒸发快慢的因素：温度、湿度、液体的表面积、液体表面上的空气流动等。

水由液态或固态转变成汽态，逸入大气中的过程称为蒸发。而蒸发量是指在一定时段内，水分经蒸发而散布到空中的量。通常用蒸发掉的水层厚度的毫米数表示，水面或土壤的水分蒸发量，分别用不同的蒸发器测定。一般温度越高、湿度越小、风速越大、气压越低、则蒸发量就越大；反之蒸发量就越小。土壤蒸发量和和水面蒸发量的测定，在农业生产和水文工作上非常重要。雨量稀少、地下水源及流入径流水量不多的地区，如蒸发量很大，极易发生干旱。而且在任何温度下都可以蒸发。从微观上看，蒸发就是液体分子从液面离去的过程。由于液体中的分子都在不停地作无规则运动，它们的平均动能的大小是跟液体本身的温度相适应的。由于分子的无规则运动和相互碰撞，在任何时刻总有一些分子具有比平均动能还大的动能。这些具有足够大动能的分子，如处于液面附近，其动能大于飞出时克服液体内分子间的引力所需的功时，这些分子就能脱离液面而向外飞出，变成这种液体的汽，这就是蒸发现象。飞出去的分子在和其他分子碰撞后，有可能再回到液面上或进入液体内部。如果飞出的分子多于飞回的，液体就在蒸发。在蒸发过程中，比平均动能大的分子飞出液面，而留存液体内部的分子所具有的平均动能变小了。所以在蒸发过

程中，如外界不给液体补充能量，液体的温度就会下降。

1.1.5影响蒸发的主要因素

其一是与温度高低有关。温度越高，蒸发越快。无论在什么温度，液体中总有一些速度很大的分子能够飞出液面而成为汽分子，因此液体在任何温度下都能蒸发。如果液体的温度升高，分子的平均动能增大，从液面飞出去的分子数量就会增多，所以液体的温度越高，蒸发得就越快；

其二是与液面面积大小有关。如果液体表面面积增大，处于液体表面附近的分子数目增加，因而在相同的时间里，从液面飞出的分子数就增多，所以液面面积增大，蒸发就加快；

其三是与空气流动有关。当飞入空气里的汽分子和空气分子或其他汽分子发生碰撞时，有可能被碰回到液体中来。如果液面空气流动快，通风好，分子重新返回液体的机会越小，蒸发就越快。

其他条件相同的不同液体，蒸发快慢亦不相同。这是由于液体分子之间内聚力大小不同而造成的。例如，水银分子之间的内聚力很大，只有极少数动能足够大的分子才能从液面逸出，这种液体蒸发就极慢。而另一些液体如乙醚，分子之间的内聚力很小，能够逸出液面的分子数量较多，所以蒸发得就快。此外液体蒸发不仅吸热还有使周围物体冷却的作用。当液体蒸发时，从液体里跑出来的分子，要克服液体表面层的分子对它们的引力而做功。这些分子能做功，是因为它们具有足够大的动能。速度大的分子飞出去，而留下的分子的平均动能就要变小，因此它的温度必然要降低。这时，它就要通过热传递方式从周围物体中吸取热量，于是使周围的物体冷却。

1.2蒸发设备

1.2.1蒸发器

蒸发器实质上是一个换热器，主要由加热室和蒸发室两部分组成。加热室向液体提供蒸发所需要的热量，促使液体沸腾汽化；蒸发室使气液两相完全分离。加热室中产生的蒸气带有大量液沫，到了较大空间的蒸发室后，这些液体借自身凝聚或除沫器等的作用得以与蒸气分离。通常除沫器设在蒸发室的顶部。

1.2.2蒸发器分类

蒸发器按操作压力分常压、加压和减压3种。按溶液在蒸发器中的运动状况分有：①循环型。沸腾溶液在加热室中多次通过加热表面，如中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式和强制循环式等。②单程型。沸腾溶液在加热室中一次通过加热表面，不作循环流动，即行排出浓缩液，如升膜式、降膜式、搅拌薄膜式和离心薄膜式等。③直接接触型。加热介质与溶液直接接触传热，如浸没燃烧式蒸发器。蒸发装置在操作过程中，要消耗大量加热蒸汽，为节省加热蒸汽，可采多效蒸发装置和蒸汽再压缩蒸发器。

1.2.3蒸发器的特点

目前常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中停留的情况，大致可分为循环型和单程型两大类。

1.循环型蒸发器

这一类型的蒸发器，溶液都在蒸发器中作循环流动。由于引起循环的原因不同，又可分为自然循环和强制循环两类。

（1）中央循环管式蒸发器这种蒸发器又称作标准式蒸发器。它的加热室由垂直管束组成，中间有一根直径很大的中央循环管，其余管径较小的加热管称为沸腾管。由于中央循环管较大，其单位体积溶液占有的传热面，比沸腾管内单位溶液所占有的要小，即中央循环管和其它加热管内溶液受热程度不同，从而沸腾管内的汽液混合物的密度要比中央循环管中溶液的密度小，加之上升蒸汽的向上的抽吸作用，会使蒸发器中的溶液形成由中央循环管下降、由沸腾管上升的循环流动。这种循环，主要是由溶液的密度差引起，故称为自然循环。这种作用有利于蒸发器内的传热效果的提高。

为了使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积一般为其它加热管总截面积的40～100%；加热管高度一般为1～2m；加热管直径在25～75mm之间。这种蒸发器由于结构紧凑、制造方便、传热较好及操作可靠等优点，应用十分广泛。但是由于结构上的限制，循环速度不大。加上溶液在加热室中不断循环，使其浓度始终接近完成液的浓度，因而溶液的沸点高，有效温度差就减小。这是循环式蒸发器的共同缺点。此外，设备的清洗和维修也不够方便，所以这种蒸发器难以完全满足生产的要求。

（2）悬筐式蒸发器为了克服循环式蒸发器中蒸发液易结晶、易结垢且不易清洗等缺点，对标准式蒸发器结构进行了更合理的改进，这就是悬筐式蒸发器。加热室4象个篮筐，悬挂在蒸发器壳体的下部，并且以加热室外壁与蒸发器内壁之间的环形孔道代替中央循环管。溶液沿加热管中央上升，而后循着悬筐式加热室外壁与蒸发器内壁间的环隙向下流动而构成循环。由于环隙面积约为加热管总截面积的100至150%，故溶液循环速度比标准式蒸发器为大，可达1.5m/s。此外，这种蒸发器的加热室可由顶部取出进行检修或更换，而且热损失也较小。它的主要缺点是结构复杂，单位传热面积的金属消耗较多。

（3）列文式蒸发器上述的自然循环蒸发器，其循环速度不够大，一般均在1.5m/s以下。为使蒸发器更适用于蒸发粘度较大、易结晶或结垢严重的溶液，并提高溶液循环速度以延长操作周期和减少清洗次数，可采用图6-4所示的列文蒸发器。

其结构特点是在加热室上增设沸腾室。加热室中的溶液因受到沸腾室液柱附加的静压力的作用而并不在加热管内沸腾，直到上升至沸腾室内当其所受压力降低后才能开始沸腾，因而溶液的沸腾汽化由加热室移到了没有传热面的沸腾室，从而

避免了结晶或污垢在加热管内的形成。另外，这种蒸发器的循环管的截面积约为加热管的总截面积的2～3倍，溶液循环速度可达2.5至3 m/s以上，故总传热系数亦较大。这种蒸发器的主要缺点是液柱静压头效应引起的温度差损失（意义详见6.3.1）较大，为了保持一定的有效温度差要求加热蒸汽有较高的压力。此外，设备庞大，消耗的材料多，需要高大的厂房等。除了上述自然循环蒸发器外，在蒸发粘度大、易结晶和结垢的物料时，还采用强制循环蒸发器。在这种蒸发器中，溶液的循环主要依靠外加的动力，用泵迫使它沿一定方向流动而产生循环。循环速度的大小可通过泵的流量调节来控制，一般在2.5m/s以上。强制循环蒸发器的传热系数也比一般自然循环的大。但它的明显缺点是能量消耗大，每平方米加热面积约需0.4～0.8kW。

2.单程型蒸发器

这一大类蒸发器的主要特点是：溶液在蒸发器中只通过加热室一次，不作循环流动即成为浓缩液排出。溶液通过加热室时，在管壁上呈膜状流动，故习惯上又称为液膜式蒸发器。根据物料在蒸发器中流向的不同，单程型蒸发器又分以下几种。

（1）升膜式蒸发器其加热室由许多竖直长管组成。常用的加热管直径为25～50mm，管长和管径之比约为100～150。料液经预热后由蒸发器底部引入，在加热管内受热沸腾并迅速汽化，生成的蒸汽在加热管内高速上升，一般常压下操作时适宜的出口汽速为20～50m/s，减压下操作时汽速可达100至160m/s或更大些。溶液则被上升的蒸汽所带动，沿管壁成膜状上升并继续蒸发，汽、液混合物在分离器2内分离，完成液由分离器底部排出，二次蒸汽则在顶部导出。须注意的是，如果从料液中蒸发的水量不多，就难以达到上述要求的汽速，即升膜式蒸发器不适用于较浓溶液的蒸发；它对粘度很大，易结晶或易结垢的物料也不适用。

（2）降膜式蒸发器降膜式蒸发器和升膜式蒸发器的区别在于，料液是从蒸发器的顶部加入，在重力作用下沿管壁成膜状下降，并在此过程中蒸发增浓，在其底部得到浓缩液。由于成膜机理不同于升膜式蒸发器，故降膜式蒸发器可以蒸发浓度较高、粘度较大（例如在0.05～0.45Ns/m2范围内）、热敏性的物料。但因液膜在管内分布不易均匀，传热系数比升膜式蒸发器的较小，仍不适用易结晶或易结垢的物料。

由于溶液在单程型蒸发器中呈膜状流动，因而对流传热系数大为提高，使得溶液能在加热室中一次通过不再循环就达到要求的浓度，因此比循环型蒸发器具有更大的优点。溶液不循环带来好处有：（1）溶液在蒸发器中的停留时间很短，因而特别适用于热敏性物料的蒸发；（2）整个溶液的浓度，不象循环型那样总是接近于完成液的浓度，因而这种蒸发器的有效温差较大。其主要缺点是：对进料负荷的波动相当敏感，当设计或操作不适当时不易成膜，此时，对流传热系数将明显下降。

（3）刮板式蒸发器蒸发器外壳内带有加热蒸汽夹套，其内装有可旋转的叶片即刮板。刮板有固定式和转子式两种，前者与壳体内壁的间隙为0.5～1.5mm，后者与器壁的间隙随转子的转数而变。料液由蒸发器上部沿切线方向加入（亦有加至与刮板同轴的甩料盘上的）。由于重力、离心力和旋转刮板刮带作用，溶液在器内壁形成下旋的薄膜，并在此过程中被蒸发浓缩，完成液在底部排出。这种蒸发器是一种利用外加动力成膜的单程型蒸发器，其突出优点是对物料的适应性很强，且停留时间短，一般为数秒或几十秒，故可适应于高粘度（如栲胶、蜂蜜等）和易结晶、结垢、热敏性的物料。但其结构复杂，动力消耗大，每平方米传热面约需1.5～3kW。此外，其处理量很小且制造安装要求高。

3.直接接触传热的蒸发器

实际生产中，有时还应用直接接触传热的蒸发器。它是将燃料（通常为煤气和油）与空气混合后，在浸于溶液中的燃烧室内燃烧，产生的高温火焰和烟气经燃烧室下部的喷嘴直接喷入被蒸发的溶液中。高温气体和溶液直接接触，同时进行传热使水分蒸发汽化，产生的水汽和废烟气一起由蒸发器顶部排出。其燃烧室在溶液中的浸没深度一般为0.2～0.6m，出燃烧室的气体温度可达1000℃以上。因是直接触接传热，故它的传热效果很好，热利用率高。由于不需要固定的传热壁面，故结构简单，特别适用于易结晶、结垢和具有腐蚀性物料的蒸发。目前在废酸处理和硫酸铵溶液的蒸发中，它已得到广泛应用。但若蒸发的料液不允许被烟气所污染，则该类蒸发器一般不适用。而且由于有大量烟气的存在，限制了二次蒸气的利用。此外喷嘴由于浸没在高温液体中，较易损坏。从上介绍可以看出，蒸发器的结构型式很多，各有其优缺点和适用的场合。在选型时，首先要看它能否适应所蒸发物料的工艺特性，包括物料的粘性、热敏性、腐蚀性以及是否容易结晶或结垢等，然后再要求其结构简单、易于制造、金属消耗量少，维修方便、传热效果好等等。

1.3蒸发操作的分类

1、按蒸发方式分：

自然蒸发：即溶液在低于沸点温度下蒸发，如海水晒盐，这种情况下，因溶剂仅在溶液表面汽化，溶剂汽化速率低。

沸腾蒸发：将溶液加热至沸点，使之在沸腾状态下蒸发。工业上的蒸发操作基本上皆是此类。

2、按加热方式分：

直接热源加热它是将燃料与空气混合，使其燃烧产生的高温火焰和烟气经喷嘴直接喷入被蒸发的溶液中来加热溶液、使溶剂汽化的蒸发过程。

间接热源加热容器间壁传给被蒸发的溶液。即在间壁式换热器中进行的传热过程。

3、按操作压力分：

可分为常压、加压和减压（真空）蒸发操作。很显然，对于热敏性物料，如抗生素溶液、果汁等应在减压下进行。而高粘度物料就应采用加压高温热源加热（如导热油、熔盐等）进行蒸发

4、按效数分：

可分为单效与多效蒸发。若蒸发产生的二次蒸汽直接冷凝不再利用，称为单效蒸发。若将二次蒸汽作为下一效加热蒸汽，并将多个蒸发器串联，此蒸发过程即为多效蒸发。

1.4蒸发在工业生产中的应用

蒸发就是用加热的方法，将含有不挥发性溶质的溶液加热至沸腾状况，使部分溶剂汽化并被移除，从而提高溶剂中溶质浓度的单元操作。工业生产中应用蒸发操作有以下几种场合：

1、浓缩稀溶液直接制取产品或将浓溶液再处理（如冷却结晶）制取固体产品，例如电解烧碱液的浓缩，食糖水溶液的浓缩及各种果汁的浓缩等；

2、同时浓缩溶液和回收溶剂，例如有机磷农药苯溶液的浓缩脱苯，中药生产中酒精浸出液的蒸发等；

3、为了获得纯净的溶剂，例如海水淡化等。

总之，在化学工业、食品工业、制药等工业中，蒸发操作被广泛应用。

第二章设计方案

2.1 蒸发器的选择——升膜蒸发器

升膜蒸发器的构成是液体根据虹吸泵的原理进入加热管加热，流入到分离器后液体与蒸汽分离开来，通过循环管流回到蒸发器，形成闭路循环，因此，这种蒸发器又称外循环蒸发器。

加热管由换热管组成，原料液经预热达到沸点或接近沸点后，由加热室底部引入，为高速上升的二次蒸汽带动，沿换热管内壁边流动边蒸发，在加热室顶部可达到所需的浓度，完成液由分离室底部排出，产生的二次蒸汽经设在上部分离板组除去汽泡、水珠、杂物后成为下一效的热源。升膜蒸发器适宜处理蒸发量较大，热敏性，粘度不大及易起泡的溶液，但不适于高粘度、有晶体析出和易结垢的溶液。2.2蒸发流程的选择——三效并流

顺流也称并流，并流加料法是最常见的蒸发操作流程。三效并流装置是由三个蒸发器组成的并流加料装置。溶液和蒸汽的流向相同，即都由第一效顺序流至末效，故称为并流加料法。生蒸汽通入第一效加热室，蒸发出的二次蒸汽进入第二效的加热室作为加热蒸汽，第二效的二次蒸汽又进入第三效的加热室作为加热蒸汽，第三效的二次蒸汽则送至冷凝器全部冷凝。原料液进入第一效，浓缩后由底部排出，依次进入后面各效时，完成液由末效底部取出。

并流加料法的优点：

（1）由于后一效蒸发室的压强比前一效的低，故溶液在效间输送不用泵而利用各效间的压力差。

（2）由于你后一效溶液的沸点较前一效的低，溶液进入后一效时发生闪蒸现象，产生较多二次蒸汽。

（3）高浓度溶液的温度依效序降低对浓缩热敏性食品有利。

但是，由于逐效浓度增高，且温度降低，黏度升高，传热系数下降，增加了末效蒸发的困难。

2.3操作条件

（1）桃浆固形物含量：入口含量10%，出口含量42%；

（2）加热介质：温度为103℃的饱和蒸汽，各效的冷凝液均在饱和温度下排出，假设各效传热面积相等，并忽略热损失；

（3）每年按330天计，每天24小时连续生产。

（4）处理能力：4100吨/年的桃浆

第三章工艺计算3.1估计各效蒸发量和完成液浓度

总蒸发量 W=F(1-X

0/X

3

)=（4400000/330/24）(1-0.1/0.42)

=555.5(1-0.238)=423.3（kg/h）因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设

W 1:W

2

:W

3

=1:1.1:1.2

W=W

1+W

2

+W

3

=3.3W

1

W

1

=555.5/3=185.2（kg/h）

W 2=1.1W

1

=203.7（kg/h）

W 3=1.2 W

1

=222.2（kg/h）

x 1=F?x

/(F-W

1

)= 555.5 ×0.1/(555.5-185.2)=0.150

x 2=F?x

/(F-W

1

-W

2

)= 555.5×0.1/(555.5-185.2-203.7) =0.333

x

3

=0.42

3.2估计各效溶液的沸点和有效总温度

设各效间压力降相等，则总压力差为

∑ΔP=P1-P k′=101.33-20=81.33kPa

各效间平均压力差为

ΔP

i

=(∑ΔP)/3=27.11kPa

P

1′=P

1

-ΔP

i

=74kPa

P

2′=P

1

-2ΔP

i

=47kPa

P

3

′=20kPa

由平均压力可查得对应的饱和温度（即下一效加热蒸汽的温度）及对应的

汽化热：

T

1

′=91.5℃

T

2

′=79.8℃

T

3

′=60.1℃

r

1

′=2279 kJ/kg

r

2

′=2308 kJ/kg

r

3

′=2355 kJ/kg

(1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失'?根据各效二次蒸汽温度（也即相同压力下的沸点）和各效完成液的浓度x i ，由吉辛柯公式：

'?=（16.2T 2/ r ′）×a '?

查得：X 1 =0.150，a '?= 0.2℃ X 2 =0.333, a '?≈0.7℃

X 3 =0.42 , a '?≈1.2℃

所以可估计各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为：

1'?=(16.2×91.52

/2279)×0.2=11.9℃ 2'?=(16.2×79.82/2308)×0.7=31.3℃

3'?=(16.2×60.12

/2355)×1.2=29.8℃

所以Σ'?=1'?+2'?+3'?=73℃

(2)中央循环管式蒸发单程器管长取3m ，液面高度取其1/5:0.6m

由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失） 为简便计，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为

P m =P ′+ρm ×g ×L/2

所以 P m 1=P 1′+ρm ×g ×L/2=74.22+1.031×9.81×0.6/2=77.25 kPa

P m 2=P 2′+ρm ×g ×L/2=47.11+1.033×9.81×0.6/2=50.15 kPa

P m 3=P 3′+ρm ×g ×L/2=20+1.037×9.81×0.6/2=23.1kPa 查得对应的饱和温度为

TP m1′= 92.5℃TP m2′=81.3℃TP m3′=63.1℃

所以1''?= TP m1′-T 1′=1.0℃

2''?= TP m2′-T 2′=1.5℃ 3''?= TP m3′-T 3′=3.0℃

∑''?=1''?+2''?+3''?=5.5℃

(3)由流动阻力而引起的温度差损失 '''?

取经验值1℃，即1'''?=2'''? =3'''? =1℃，则∑'''? =3℃

故蒸发装置的总的温度差损失为

∑Δ=∑'?+∑''?+∑'''?=81.5℃

(4) 各效料液的温度和有效总温差 由各效二次蒸汽压力P i ′及温度差损失Δi ，即可

由下式估算各效料液的温度t i ，

t i =T i ′+Δi Δ1=1'?+1''?+1'''?=15.9℃ Δ2=2'?+2''?+2'''?=35.8℃ Δ3=3'?+3''?+3'''?=35.8℃

各效料液的温度为

t 1=T 1′+Δ1=107.4℃ t 2=T 2′+Δ2=105.6℃ t 3=T 3′+Δ3=95.9℃ 有效总温差

∑Δt=（T 1-T k ′）-ΣΔ=（100-60.1）-11.05=28.85℃ 3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发器水量的初步计算

第Ⅰ效的热量衡算式为

W 1=η1×（D 1r 1/r 1′+Fc p0×(t 0-t 1)/r 1′）

沸点进料，t 0=t 1 热利用系数计算式为ηi =0.98-0.7Δx i ,式中Δx i 为第i 效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。

η1=0.98-0.7Δx 1=0.98-0.7(0.150-0.1)=0.945 所以W 1=η1D 1r 1/r 1′=0.945 D 1×2258/2279=0.9363D 1 第Ⅱ效热量衡算式为

W 2=η2[W 1r 2/r 2′+（Fc po -W 1?c pw ）（t 1-t 2）/r 2′] η2=0.98-0.7×Δx 2=0.98-0.7（0.333-0.150）=0.8519

W 2=η2?[W 1?r 2/r 2′+（F ?c po -W 1?c pw ）（t 1-t 2）/r 2′] =0.8519×[0.9363×D 1×

2279/2308+(555.5×3.90-0.9363D 1×4.2200)(93.95-83.2)/2308)] =0.7719D 1+8.596

第Ⅲ效的热量衡算式为

W 3=η

3

×[W

2

×r

3

/r

3

′+（F×c p0-W

1

×c p

w

-W

2

×c p

w

）（t

2

-t

3

）/r

3

′]

η3=0.98-0.7Δx3=0.98-0.7×(0.42-0.333)=0.9191

W 3=η

3

[W

2

r

3

/r

3

′+（Fc p0-W

1

c p

w

-W

2

c p

w

）（t

2

-t

3

）/r

3

′]

=0.9191{(0.7719D

1+8.596)×2308/2355+[555.5×3.90-0.9363×D

1

×

4.2200-(0.7719D

1

+8.596)×4.2200]×(83.2-65.3)/2355]}

=0.6623D

1

+22.82

又 W

1+W

2

+W

3

= 423.3 (kg/h)

联解方程,得

W

1

=154.79(kg/h)

W

2

=136.20(kg/h)

W

3

=132.31(kg/h)

D

1

=165.32 (kg/h) 3.4蒸发器传热面积的估算

(1)传热面积

传热系数K

i 分别取：K

1

=3600(W/m2·℃),K

2

=2400(W/m2·℃),K

3

=1200(W/m2·℃)

S

i =Q

i

/K

i

/Δt

i

Q 1=D

1

r

1

=165.32 ×2258=373292.56W

Δt1=T1-t1=100-93.95=6.05℃

S 1=Q

1

/K

1

/Δt

1

=373292.56/3600/6.05=17.14(㎡)

Q 2=W

1

r

2

′=154.79×2308=341776.32(W)

Δt2=T2-t2=91.5-83.2=8.3℃

S 2=Q

2

/K

2

/Δt

2

=341776.32/2400/8.3=17.16 (㎡)

Q 3=W

2

r

3

′=136.20×2355=320751(W)

Δt3=T3-t3=79.8-65.3=14.5℃

S 3=Q

3

/K

3

/Δt

3

=320751/1200/14.5=18.43(㎡)

误差为1-S min/S max=1-17.14/18.43=0.0699,误差较大，应调整各效的有效温差，重复上述计算过程。

3.5有效温差的再分配

S=(S

1×Δt

1

+S

2

Δt

2

+S

3

Δt

3

)/ ΣΔt

=(17.14×6.05+17.16×8.3+18.43×14.5)/(6.05+8.3+14.5) =17.79(m2)

重新分配有效温差得:

Δt1′=S1/S×Δt1=(17.14/17.79)×6.05=5.8℃

Δt2′=S2/S×Δt2=(17.16/17.79)×8.3=8.0℃

Δt3′=S3/S×Δt3=(18.43/17.79)×14.5=15.0℃

3.6校正

(1)各效料液浓度

x 1=F×x

/(F-W

1

)=555.5×10%/(555.5-154.79)=0.14

x 2=F×x

/(F-W

1

-W

2

)= 555.5×10%/(555.5-154.79-136.20)=0.21

x

3

= 0.42

(2)计算各效料液的温度

t

3=T

3

′+Δt

3

′=60.1+15.0=75.1℃

t

2=T

2

′+Δt

2

′=79.8+8.0=87.8℃

t

1=T

1

′+Δt

1

′=91.5+5.8=97.3℃

T 2= t

2

+Δt

2

′=87.8+8.01=95.8℃

T 3= t

3

+Δt

3

′=75.1+15.02=90.1℃

表1 各效料液的温度表

效次ⅠⅡⅢ

加热蒸汽温度/℃

有效温度差/℃

料液温度（沸点）/℃

T1=100℃

Δt1′=5.8℃

t1=97.3℃

T2=95.8℃

Δt2′=8.0℃

t2=87.8℃

T3=90.1℃

Δt3′=15.0℃

t3=75.1℃

(3)各效热量衡算

T 1′=91.5℃ r

1

′=2269（kJ/㎏）

T 2′=79.8℃ r

2

′=2281 (kJ/㎏)

T 3′=60.1℃ r

3

′=2355 (kJ/㎏) 第Ⅰ效

η1=0.98-0.7Δx1=0.98-0.7(0.150-0.1)=0.945

W

1=η

1

×D

1

×r

1

/r

1

′==0.945× D

1

×2258/2269=0.9404D

1

η2=0.98-0.7Δx2=0.98-0.7（0.333-0.150）=0.8519

W

2=η

2

?[W

1

?r

2

/r

2

′+（F?c po-W

1

?c

pw

）（t

1

-t

2

）/r

2

′] =0.8519×[0.9404×D

1

×

2269/2281+(555.5×3.90-0.9404D

1

×4.215)(97.3-87.8)/2281)]

=0.8110D

1

+7.69

η3=0.98-0.7Δx3=0.98-0.7×(0.42-0.333)=0.9191

W

3=η

3

[W

2

r

3

/r

3

′+（Fc p0-W

1

c p

w

-W

2

c p

w

）（t

2

-t

3

）/r

3

′]

=0.9191{(0.8110D

1

+7.69)× 2281/2355+[555.5×3.90-0.9404×D

1

×4.215

-(0.8110D

1

+7.69)×4.215]×(87.8-75.1)/2355]}

=0.6854D

1

+17.74

又 W

1

+W

2

+W

3

= 423.3 (kg/h)

联解方程,得

W

1

=153.43(kg/h)

W

2

=140.00(kg/h)

W

3

=129.56(kg/h)

D

1

=163.15(kg/h)

与第一次计算结果比较，其相对误差为

|1-154.79/153.43|=0.008

|1-136.20/140.00|=0.027

|1-132.31/129.56|=0.021

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

Q 1=D

1

r

1

=163.15×2258=368392.7(W)

Δt1′=5.8℃

S 1=Q

1

/K

1

/Δt

1

=368392.7/3600/5.8=17.64(㎡)

Q 2=W

1

r

2

′=153.43×2269=348132.67(W)

Δt2′=8.0℃

S 2=Q

2

/K

2

/Δt

2

=348132.67/2400/8.0=18.13 (㎡)

Q 3=W

2

r

3

′=140.00×2281=319340(W)

Δt3′=15.0℃

S 3=Q

3

/K

3

/Δt

3

=319340/1200/15.0=17.74(㎡)

误差为1-S min/S max=1-17.64/18.13=0.022＜0.05

迭代计算结果合理，取平均传热面积S=17.84（㎡）

3.7设计结果

表2 设计结果一览表

效次ⅠⅡⅢ冷凝器

加热蒸汽温度T i /℃

操作压力P i′/kPa

溶液温度（沸点）t i /℃完成液浓度x i /%

蒸发量W i /(㎏/h)

蒸汽消耗量D/(㎏/h) 传热面积S i /㎡

103

87

97.3

0.150

153.43

165.32

17.64

95.8

73

87.8

0.333

140.00

17.74

90.1

20

75.1

0.42

129.56

18.13

60.1

20

符号说明

表3 英文字母说明表英文字母说明

X0～X2 X3

P k′T1′T1

p

F

P1

W

W i

ΔP i P i

T i′r i′P m

L

t i

D

K

S i

Q

Δt i′第一、第二、第三效沸点温度料液组成 % 最终完成液组成 %

冷凝器绝对压强 kPa

第一效蒸发器的饱和温度℃

加热蒸汽温度℃

年产量 t

年处理量 kg/h

加热蒸汽的压力 kPa

总蒸发量 kg/h

第i效的蒸发量 kg/h

各效间平均压力差 kPa

第i效的二次蒸汽压力 kPa

第i效二次蒸汽温度℃

第i效二次蒸汽的气化潜热 kJ/kg

液层的平均压力 kPa

长度 m

各效料液的温度℃

加热蒸汽消耗量 kg/h

总传热系数W/（m2·℃）

第i效传热面积㎡

总传热速率 W

有效温度差

表4 希腊字母说明表

希腊字母说明

ρ

Δi′η密度㎏/m3

第i效温差损失℃

热利用系数，无因次；阻力因数，无因次

表5 下标说明表下标说明

m

av max、min i

k 平均的

平均的

最大的、最小的内侧的

冷凝器的

参考文献

[1]李云飞，葛克山，《食品工程原理》第2版.北京：中国农业大学出版社，2009—8

[2]陈敏恒，丛德慈，方图南，《化工原理》上册.北京：化学工业出版社，1999

[3]冯骉，《食品工程原理》.北京：中国轻工业出版社，2006

[4]大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994

[5]柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995