日处理量为吨牛奶双效真空蒸发器装置的设计..doc

《日处理量为吨牛奶双效真空蒸发器装置的设计..doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《日处理量为吨牛奶双效真空蒸发器装置的设计..doc（26页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、吉林化工学院食品工程原理课程设计吉林化工学院 食品工程原理 课 程 设 计题目 日处理量为15吨牛奶双效真空蒸发器装置的设计 教 学 院 化工与生物技术学院 专业班级 食品科学与工程1202班 学生姓名 学生学号 指导教师 2014年5月13日 目录中文摘要1食品工程原理课程设计任务书21 概述与设计方案的选择31.1 概述31.2 设计方案的选择52 工艺设计计算62.1 估计各效蒸发量和完成液浓度62.2、估计各效溶液的沸点和有效总温度差62.2.1 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失72.2.2 由于液柱静压力二引起的温度差损失82.2.3 由于流动阻力而引起的温度差损失92.2.4 各

2、效料液的温度和有效温差92.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算102.4 蒸发器传热面积的估算102.5 有效温差的再分配112.6 核算112.6.1 计算各效料液浓度112.6.2 计算各效料液温度122.6.3各效的热量衡算122.6.4 传热面积的计算133 蒸发器工艺尺寸计算143.1 加热管的选择和管数的初步设计143.2 循环管的选择143.3 加热室直径及加热管数目的确定143.4 分离室直径和高度的确定153.5接管尺寸的确定153.5.1 溶液的进出口163.5.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口163.5.3冷凝水出口164 蒸发装置的辅助设备174.1 气液分离器17

3、4.2 蒸汽冷凝器185 设计结果汇总表196 结果与讨论20致谢21参考文献22附录（主要符号说明）23I中文摘要蒸发操作广泛应用于化工、轻工、冶金、制药、食品等工作部门中，蒸发装置设计的任务是确定蒸发操作的条件、蒸发器的型式及蒸发操作流程进行工艺计算，确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。一项好的蒸发装置设计，除了要满足工艺要求以外，还要合理利用热能、降低蒸发过程的耗能，以便提高蒸汽利用的经济性。为了减少设备投资费及操作费用，提高设备生产能力，为此选择一个合理的流程、设备形式操作条件甚为重要。本文为日处理量为15吨牛奶双效真空中央循环管式蒸发器装置的设计过程，工艺设计计算包括物料衡算和热量衡算、

4、传热面积的确定、蒸发器主要尺寸的确定等。根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和完成液组成分别为0.15和0.38，根据经验假设蒸汽量通过各效的压力降相等，估计估计溶液沸点和有效总温差估算结果为第一效的沸点为68.08，第二效的沸点为55.65，有效总温差为37.27，根据蒸发器的热量衡算估算各效的蒸发量第一效的蒸发量为215.39kg/h，第二效的蒸发量为245.17kg/h，根据传热速率方程计算各效的传热面积不相等，根据各效传热面积相等的原则重新分配有效温差分别为26.56和10.74。然后进行核算各效料液的组成重新核算为0.16和0.38，各效的料液温度经重新核算后第一效为73.44，由于

5、完成液浓度和二次蒸汽压力均不变的条件下，各种温度差损失可视为恒定则末效仍为55.65，各效的热量衡算后各效的蒸汽消耗量分别为227.76kg/h、232.80kg/h，传热面积按各效传热面积相等的原则核算为7.85。本文中央循环管式蒸发器结构设计计算主要涉及到加热时的直径、加热管的选择和管数的初步估计、加热管数目、分离室的直径和高度，经与实际结合起来计算得管子数定为74、循环管管径选用，加热室直径，分离室直径0.8m，分离室高度1.8m，溶液进出口为，加热蒸汽与二次蒸汽出口为，冷凝水出口为加热管循环管长度都为1m，加热管管径为，结构设计计算结果用于绘制CAD图。关键词：双效并流流程、中央循环管

6、式蒸发器、CAD绘制 食品工程原理课程设计任务书1 设计题目 日处理量为15吨牛奶双效真空蒸发器装置的设计 2 操作条件 （1）牛奶浓度：入口10%，出口38%，进料温度10。（2）加热介质：绝对压力为100kPa的加热蒸汽，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）生产能力：蒸发量X吨每小时，一天工作10个小时。（4）热源：加热蒸汽为饱和水蒸汽，压力0.15MPa（5）估计蒸发器中溶液的液面高度为1.2m。（6）压力条件：第一效为600 mmHg的真空度，第二效为700 mmHg的真空度。（7）牛奶密度1030kg/m3。 假定采用中央循环管式蒸发器，双效并流

7、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/(m2k)，第二效采用强制循环，传热系数为1800w/(m2k)，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。3 设计任务（1）选择适宜的双效真空蒸发器并进行核算。（2）工艺设计计算包括选择适宜的蒸发器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、传热面积的确定、蒸发器主要尺寸的确定等。（注明公式及数据来源）（3）结构设计计算选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括包括加热室直径、加热管的选择和管束的初步估计、加热管数目、分离室的直径和高度。（注明公式及数据来源）（4）绘制工艺流程图

8、绘制设备工艺条件图一张（2号图纸）； CAD绘制。 （5）编写设计说明书1 概述与设计方案的选择1.1 概述蒸发器的分类：蒸发器主要由加热室和分离室组成。加热室有多种多样的形式，以适应各种生产工艺的不同要求。按照溶液在加热室中的运动的情况，可将蒸发器分为循环型和单程型（不循环）两类。循环型蒸发器包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环型等，单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升降模式及刮板式等。这些蒸发器结构不同，性能各异，均能自己的特点和适应场合。（1）循环型蒸发器a、中央循环管式蒸发器属于自然循环型的蒸发器。它是工业生产中广泛使用且历史悠久的大型蒸发器，至今在化工、轻工、环保等行业中仍

9、被广泛采用。它的加热室由管径为25mm-75mm，长度为1m-2m(长径之比约为20-40)的直立管束组成，在管束中央安装一根较粗的管子。操作时，管束内单位体积溶液的受热面积大于粗管内的，即前者受热好，溶液汽化的多，因此细管内的溶液含汽量多，致使密度比粗管内溶液的要小，这种密度差促使溶液作沿粗管下降而沿细管上升的循环运动，故粗管除称为中央循环管外还称为降液管，细管称为加热管或沸腾管。为了促使溶液有良好的循环，设计时取中央循环管截面积为加热管束总截面积的40%-100% .中央循环管式蒸发器是从水平加热室及蛇管加热室蒸发器发展而来。相对于这些老式蒸发器而言，它具有溶液循环好、传热速率快等优点，同

10、时由于结构紧凑、制造方便，应用十分广泛，有“标准蒸发器”之称。但实际上由于结构的限制，循环速度一般在0.4m/s-0.5m/s以下；由于溶液不断循环，使加热管内溶液始终接近完成液的浓度，故有溶液粘度大、沸点高等缺点，此外，蒸发器的加热室不易清洗。中央循环管式蒸发器适用于蒸发结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。b、悬筐式蒸发室悬筐式蒸发器是中央循环管式蒸发器的改良，清洗时加热管束可以取出，用备用的加热管束替换，节省了等待的时间。加热蒸汽由中央管进入管束的管间。包围管束的外壳外壁面与蒸发器外壳内壁的环隙通道代替了中央循环管，操作时溶液沿环隙通道下降而沿加热管束上升。一般环隙截面积约为加热

11、管束总截面积的100%-150%，较中央循环管蒸发器的比例大，故改善与加速了料液的循环速度，循环速度可达1m/s-1.5m/s,不但提高了传热效果，也阻止了加热管内的结垢，这种蒸发器传热面积限于100m以下，c、外热式蒸发器它之所以被广泛应用，是由于它具有很多优异的性能。外热式循环蒸发器在蒸发过程中，料液进入加热室加热升温，由于未达到该状态下的饱和温度，溶液并不沸腾。随着加热和管内压强的降低，当溶液的温度达到该状态下的饱和压强后，开始沸腾，从而产生大量气泡，溶液的密度也随之减小，这样在沸腾管中的气液混合物和循环管侧的未沸腾的料液间存在密度差形成了外热式自然循环蒸发器的循环推动力。溶液得到的热量

12、越多，阻力越小，沸腾情况越好，循环速度也越大。外加热式蒸发器的加热管长径比为60100，常压蒸发时，溶液在循环管内的循环速度小于一米每秒。外热式循环蒸发器采用的是外置加热室，便于清洗和更换，并且不受分离室结构以及加热室尺寸的影响，一个蒸发器可配一到四个加热室，因此能够达到很大的蒸发能力。d、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

13、23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。e、强制循环蒸发器强制循环蒸发器是依靠外加力循环泵使液体进行循环。它的加

14、热室有卧式和立式两种结构，液体循环速度大小由泵调节。根据分离室循环料液进出口的位置不同，它又可以分为正循环强制蒸发器及逆循环强制蒸发器，循环料液进口位置在出口位置上部的称为正循环，反之为逆循环。逆循环强制蒸发器具有更多优点。（2）单程型蒸发器循环型蒸发器的共同特点蒸发器内料液的滞留量大，物料在高温下停留时间长，对热敏性物料不利。在单程型蒸发器中，物料一次通过加热面即可完成浓缩要求；离开加热管的溶液及时加以冷却，受热时间大为缩短，因此对热敏性物料特别适宜。a、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2550mm，管长和管径之比约为100150。料液经预热后由蒸发器底部引入，在加

15、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2050m/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b、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，

16、故降膜式蒸发器可以蒸发浓度较高、粘度较大（例如在0.050.45Ns/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

17、系数将明显下降。c、刮片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0.51.5mm，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1.53kW。此

18、外，其处理量很小且制造安装要求高1.2 设计方案的选择根据任务书要求选择中央循环管式蒸发器，双效并流加料，并进行核算对于双效并流加料，中间有闪蒸现象对蒸发有利，设计中我们还应从设计要求分析、系统功能分析、原理方案设计等几方面进行分析，对于牛奶蒸发采用真空状态，因为实际生产过程中在真空状态下达不到100就可沸腾，这样不会破坏牛奶的营养成分。对于蒸发器的结构设计还应考虑到厂房的空间大小、地理环境，蒸发器的形状不但要符合实际要求还要利于工厂化生产与物料的加工，同时应符合低成本高效益的要求，所以尽量在符合数据处理结果的同时把蒸发器占地面积大众化。2 工艺设计计算2.1 估计各效蒸发量和完成液浓度总蒸发

19、量在蒸发过程中总蒸发量为各效蒸发量之和，即：，对于并流操作的双效蒸发，由于后一效溶液的沸点较前一效的低溶液进入后效发生闪蒸现象，可按如下比例进行计算：，所以，任一效中完成液的组成，可以得出各效完成液的组成为:2.2、估计各效溶液的沸点和有效总温度差任务书中的操作条件指出第一效为760mmHg真空度，换算成绝对压力即:第二效为700mmHg的真空度换算成绝对压力，同样应用上述的方法得出，则它们即为第一效和第二效蒸发室内的压力，根据各效的二次蒸汽压力从饱和水蒸汽表中可查的相对应的二次蒸汽的温度和汽化潜热，并整理出来列于下表中：表2-1 各效二次蒸汽的压力、温度、汽化潜热的数据效数21.338.01

20、61432352.12391.5有效总温差 2.2.1 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失的大小主要与溶液的种类、浓度、以及蒸汽压力有关，可用下述方法求得，校正系数法：常压溶液的沸点升高，食品料液的沸点升高可近似用糖液的数据代替，表2-2 糖也不同质量分数x对应的常压下沸点升高x/%1015202530354045505560657075808590/0.10.20.30.40.60.81.01.41.82.33.03.85.17.09.413.019.6对应此表，料液进口浓度为10%，所以对应表可知料液制成品浓度38%，则参考糖液数据，F为校正系数，一般取，T为实际压力下二次蒸汽温度-K，r

21、为实际压力下二次蒸汽的气化潜热-kJ/kg，参照表3-1可知，那么根据公式算的：，所以：2.2.2 由于液柱静压力二引起的温度差损失由于液层内部的压力大于液面上的压力，故相应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点，二者之差即为液柱静压力引起的沸点升高，为简便计算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。根据流体静力学方程，液层的平均压力，g为重力加速度取，L为液层高度由任务书中的操作条件可知L=1.2m。溶液的平均密度，其中体积变化不大可按恒定值处理，所以可做近似估算牛奶的干物质质量是不变的，所以只需考虑蒸发水量，进而可以算出kg/m，那么 所以：平均压力 所以根据上述已经算出来的

22、的平均压力值查的： 且根据表3-1那么： ，进而算得：2.2.3 由于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在流到次效的加热室的过程中，由于管路流动阻力使热压力下降，蒸汽的饱和温度也相应的下降，由此造成的温差损失以表示，与二次蒸汽在管道中的流速、物料以及管道尺寸有关，但很难定量确定，一般取经验值，对于多效蒸发，效间的温差损失一般取1，即，综上所述：2.2.4 各效料液的温度和有效温差各效料液温度由各效二次蒸汽压力进而查表2-1可知二次蒸汽温度，然后继续算出各效料液温度各效料液温度有效总温差，由任务书中操作条件给出加热介质为绝对压力为100kPa的加热蒸汽，对应查饱和蒸汽

23、表可以知道其对应下的温度大约为100，所以，由表2-2知，进而可以列出：有效总温差=100-43-19.73=37.27。2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算前面已估算各效蒸发水量，但实际上并流加料有自蒸发现象和其他一些不利因素，故必须考虑诸多因素对蒸发量的影响 为此可对各效进行热量衡算，得出如下关系式，但任务书中忽略了热损失，所以进行衡算时可不考虑的影响。绝对压力为100kPa的加热蒸汽所对应的汽化热，2.4 蒸发器传热面积的估算根据任务书中的操作条件已知：第一效的传热系数为900w/，第二效的传热系数为1800w/。误差，误差较大应调整各效的有效温差。2.5 有效温差的再分配重新

24、分配温差得：2.6 核算2.6.1 计算各效料液浓度2.6.2 计算各效料液温度完成液浓度和二次蒸汽压力均不变的情况下，各种温度差损失可视为恒定，末效温度仍为55.65。则第二效的加热蒸汽温度为温度差重新分配后各效温度列于下表：表2-3加热蒸汽，10066.39有效温度差，26.5610.74料液温度，73.4455.652.6.3各效的热量衡算所以可以求解出： 与第一次计算结果相比，其相对误差为：计算的相对误差均在0.05以下，故各效的蒸发量计算合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需要重新计算。2.6.4 传热面积的计算误差，误差不大结果合理，取平均面积S=7.853 蒸发器工艺尺寸计算3.1

25、 加热管的选择和管数的初步设计蒸发器的加热管通常选用等几种规格的无缝钢管。加热管的长度一般为0.62.0m，但也有选用2m以上的管子。管子的长度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来考虑。易结垢和易起泡沫的蒸发宜选用短管。当加热管的规格与长度确定后，可由下式初步估计所需的管子数，S为蒸发器的传热面积，由前面的计算可知，则3.2 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选择的。中央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初步估计的管子数计算，循环管内径以表示，则，从管子规格中选取管径相似的标准管，循环管的管长与加热管相等，循环管

26、的总截面积不计入传热面积中。3.3 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、数目记载管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热室外径的1.251.5倍。目前在换热器的设计中管心距的数值已经标准化，管子的规格确定后，相应的管心距则为确定值，如下表表3-1 不同加热管尺寸的管心距加热管外径，mm19253857管心距t，mm25324870所以t=48mm，管子按正三角形排列，初步估算加热室内径为，所以所以应取。3.4 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

27、体积，二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，分离室的体积计算公式为式中 W-某效蒸发器的二次蒸汽的流量，kg/h; -某效蒸发器的二次蒸汽的密度，； U-蒸发体积强度，；即每立方米分离室每秒产生的二次蒸汽量，一般允许值为1.11.5。根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度U的数值范围内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最大。为方便起见，各效分离室的尺寸可取一致。分离室体积宜取其中较大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合，确定高度与直径应考虑以下原

28、则：（1）分离室的高度与直径之比H/D=12。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太少，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。（2）在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造方便。（3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取U=1.3， H=1.8m，D=0.8m。3.5接管尺寸的确定流体进出口接管的内径按下式计算： ，式中 ： -流体的体积流量 u-流体的适宜流速流体的适宜流速见下表：表3-2 流体的适宜流速强制流动的流体，m/s自然流动的流体，m/s饱和蒸汽，m/s空气及其他气体，m/s0.815

29、0.080.15203015203.5.1 溶液的进出口若各效设备采用统一尺寸，应按流量大的即第一效溶液流量为625kg/h计算，且第一效采用自然循环，所以按表3-2选择一个数据u=0.8m/s所以取3.5.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，一般情况下，末效的体积流量最大，取第二效的水蒸汽流量为232.80kg/h，取对应的密度为0.06200，速度取为30m/s，进而可以计算得出：应取3.5.3冷凝水出口冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定，取流体流速为0.1m/s.，加热蒸汽消耗量取303.55kg/h,其对

30、应密度取0.5970，进而可以得出：所以应取。4 蒸发装置的辅助设备4.1 气液分离器 气液分离器可安装在气体压缩机的出入口用于气液分离，分馏塔顶冷凝冷却器后气相除雾，各种气体水洗塔，吸收塔及解析塔的气相除雾等。气液分离器也可应用于气体除尘，油水分离及液体脱除杂质等多种工业及民用应用场合。气液分离器分离效率的选择跟待分离的液体物性有关，如果液体粘度大，分子间作用力强，相对来说容易分离一些，所以油水分离器一般分离极数比水分离器低。同样的分离要求，较粘液体的分离器的分离方式在上述顺序中可以降低一档。但较粘的液体存在的严重问题在于液体下流时间较长，气液分离器的工作原理是饱和气体在降温或者加压过程中，

31、一部分可凝气体组分会形成小液滴随气体一起流动。气液分离器作用就是处理含有少量凝液的气体，实现凝液回收或者气相净化。其结构一般就是一个压力容器，内部有相关进气构件、液滴捕集构件。一般气体由上部出口，液相由下部收集。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的分离，但是了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，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，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，起工作原理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。取流体的流速为25m/s ，惯性式除沫器的主要尺寸可按下列关系确定，其中包括二次蒸汽

32、的直径-、除沫器内管的直径-、除沫器外罩管的直径-、除沫器外壳直径-、除沫器的总高度-H、除沫器内管顶部与器顶的距离-h（单位均为米）， ； ； H=； H=（0.40.5）；进而可得：所以=0.177m=0.265m=0.354mH=0.354mh=0.079m根据计算结果选取标准管：二次蒸汽的直径取规格管；除沫器外罩管的直径取规格管；除沫器外壳直径取规格管；4.2 蒸汽冷凝器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回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。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。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果

33、好，结构简单、操作方便、价格低廉，因此被被广乏采用。现采用多孔板式蒸汽冷凝器。蒸汽冷凝器，包括壳体，固定联接壳体的支撑架，所述壳体的顶端具有出气口，所述壳体的底部具有出水口，所述蒸汽管沿壳体的切向伸入壳体的空腔内，所述壳体内侧具有衬层，衬层位于蒸汽管出口处。多孔板式冷凝器是目前广泛使用的形式之一，冷凝器内部装有49块不等距的多孔板，冷却水通过板上小孔分散成液滴而与二次蒸汽接触，接触面积大冷凝效果好。但多孔板易堵塞，二次蒸汽在折流过程中压力大，所以也采用压力较小的单层多孔板式冷凝器，但冷凝效果较差。冷凝器的直径的计算：二次蒸汽流速取25m/s，进入冷凝器的流量为232.80kg/h，则可知：冷凝

34、器直径所以应取规格管。5 设计结果汇总表表5-1效次加热蒸汽温度，10066.39溶液温度，73.4455.65完成液浓度，%1638蒸发量，kg/h227.76232.80蒸汽消耗量D，kg/h303.55传热面积，7.857.85表5-2循环管管径，mm加热室管径，mm分离室直径，mm800分离室高度，mm1800溶液进出口管径，mm加热蒸汽与二次蒸汽管径，mm冷凝水出口管径，mm加热管循环管长度，mm1000加热管管径，mm管数，根746 结果与讨论本文所算出的蒸发器的工艺尺寸与实际相差不大，因为它的日处理量较小，中央循环管式蒸发器的设计是根据任务书所给出的条件而最终定出设计方案，牛奶的

35、蒸发也应按它本身的目的而制作，比如营养要求、副产品的制作，根据所算出的数据能绘制成CAD图，以直观的角度可以观察到中央循环管式蒸发器设计的总图，日产15吨牛奶的工艺流程可简易的通过图纸表达出来，并进行工厂生产，但最好的还是应该联系厂房等实际情况对蒸发器进行设计。本文的结果也许会有不完善的地方，如果能够多个方案一起进行计算并根据各个方案算出的数据域实际参考去最好的方案这是比较好的。在画CAD的时候要考虑它的整体布局，根据任务书算出来的尺寸需在CAD图上按一定比例画出，而不能算出的要按相对大小来画，其中可改进的地方是有机会可以真正的参观一些蒸发器的设备，了解它才能更好地应用它，只有自己真正了解了这

36、个设备才能做出真正好的设计。致谢感谢学校能够开展这个课程，它不仅能够让我们更多了解食品工程原理这一课程而且提高了我们对于独立完成论文的能力，同样的也感谢各位专业老师对我们的悉心指导，让我们更加高效的完成了课程设计这一任务，最后也感谢专业年级里的每一位同学，他们的帮助也给了我写作的灵泉，同时对设计方法的的考虑也有很大帮助，在课程设计的工作期间很忙，因为既要上课还要完成课程设计，但是我感觉很充实，在吃苦的年纪不要选择安逸，感谢每一个同学、老师，虽然这次课程设计不是很完善，但是在以后的时间里会继续努力改进。参考文献管国锋，赵汝博.化工原理.北京.化学工业出版社，2003.201226涂伟萍，陈佩珍等.化工过程及设备设计.北京.化学工业出版社，2000.3178李云飞，葛克山等.食品工程原理.北京.中国农业大学出版社，2009.323332贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津.天津大学出版社，2002.7299阮奇等.化工原理优化设计与解题指南.北京.化学工业出版社，2001.6178丁忠伟.化工原理学习指导. 北京.化学工业出版社，2006.110123杨祖荣.化工原理. 北京.化学工业出版社,2009.168187附录（主要符号说明）22