食品工程原理课程设计样本.doc

级食品科学和工程专业食品工程原理

课 程 设 计

讲课时间：—— 第 1 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： 食品科学和工程级
学 号：
姓　　名： 陈 建
成 绩：
指导老师： 谢 毅
7月10日

课程设计任务安排表
食品科学工程　学院　 班级：级　食品科学和工程专业 食品101班　　　
课程名称： 化工原理课程设计 填写时间：__年_7月_10_日
课程
设计
任务
设计题目：双效并流降膜式果汁浓缩
一 原始设计数据：采取双效并流设计。
（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）各效加热蒸汽冷凝液均在饱和温度下排出。
二 设计内容：
（1）设计方案选定和说明。
浓缩装置步骤，操作条件，关键设备形式及材质选择。
（2）蒸发器工艺计算。
进行物料衡算，热量衡算，计算和确定蒸发器转热面积。
（3）蒸发器关键工艺尺寸设计。
确定蒸发器直径和长度，管心距和排列方法。
（4）关键辅助设备选型和计算。
气液分离器，冷凝器等辅助设备关键尺寸计算和设备型号规格选定。
设 计
进 度
安 排
7月1日—2日，部署任务，查阅、搜集相关设计资料、参考文件等；
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。

关键符号说明

c——比热容，KJ/(Kg.h)
x——溶剂百分质量,％
d——管径，m
α对流传热系数，Ｗ/m2.℃
D——直径，m
Δ――温度差损失，℃
D——加热蒸汽消耗量，Kg/h
K——总传热系数，W/m2.℃，
f——校正系数，
η――热损失系数，
F——进料量，Kg/h
η――阻力系数，
g——重力加速度，9.81m/s2
λ――导热系数，Ｗ/m2.℃
h——高度，m
ρ――密度，Kg/m3
H——高度，m
∑――加和
k——杜林线斜率
下标：1,2――效数序号
η――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
r——汽化潜热，KJ/Kg
上标：′：因溶液蒸汽压而引发
R——热阻，m2.℃/W
上标：〞：因液柱静压强而引发
S——传热面积，m2
上标：'〞：因流体阻力损失而引发

目 录
第一章 序言...........................................................................03
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确实定..............................................................09
2·3加热蒸气消耗量和各效蒸发水量初步计算.......................................12
2·4蒸发器传热面积估算...............................................................................14
2·5重新分配各效有效温差.......................................................................15
2·6反复上述步骤...........................................................................................15
2·7再重新分配各效有效温差...................................................................18
2·8再反复上述步骤.......................................................................................18
2·9计算结果列表...........................................................................................21
第三章 蒸发器关键结构尺寸计算.............................................21
（1）加热管选择和加热管数初步估算...........................................21
（2）加热室直径及加热管数目标确定...................................................22
( 3 )分离室直径和高度确实定................................................................22
( 4 )接管尺寸确实定..................................................................................23
第四章. 蒸发装置辅助设备选择计算.......................................25
第五章.双效并流蒸发器结构尺寸确定.............................................28
第六章. 此次化工设计附图...............................................................30
第七章. 设计总结………………………………………………..….32
第八章.参考文件.................................................................................34

第一章 前 言
概述
课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强教学步骤，是理论联络实际桥梁，是学习化工设计基础知识首次尝试。经过课程设计，要求能够综合利用本课程和前修课程基础知识进行融会贯通，并在要求时间内完成指定化工设计任务，从而得到化工工程设计初步训练。
此次设计关键是双效蒸发部分。
1 .蒸发及蒸发步骤
蒸发是采取加热方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓缩单元操作过程。
蒸发操作广泛用于浓缩多种不挥发性物质水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见单元操作。化工生产中蒸发关键用于以下多个目标：
（1）取得浓缩溶液产品；
（2）将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以取得固体产品，如烧碱、糖产品；
（3）脱除杂质，取得纯净溶剂或半成品。进行蒸发操作设备叫蒸发器。
蒸发器内要有足够加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度差异而形成某种循环流动，被浓缩到要求浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够分离空间，以除去汽化蒸汽夹带雾沫和液滴，或装有合适形式除沫器以除去液沫，排出蒸汽如不再利用，应将其在冷凝器中加以冷凝。
蒸发过程中常常采取饱和蒸汽间壁加热方法，通常把作热源用蒸汽称做一次蒸汽，从溶液蒸发出来蒸汽叫做而二次蒸汽。
依据加料蒸汽和料液流向不一样，多效蒸发操作步骤可分为并流、逆流、平流、错流等步骤：
（1）并流步骤 也称顺流加料步骤，料液和蒸汽在效间流动同向。并流步骤结构紧凑，操作简便，应用较广。并流步骤只使用于处理黏度不大料液。
（2）逆流步骤 料液和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，黏度及传热系数改变不大，温度分配均匀，适适用于处理黏度较大料液，不适于处理热敏性料液。
（3）平流步骤 每一效全部有进料和出料，适合于有大量结晶析出蒸发过程
（4）错流步骤 也称为混流步骤，它是并、逆流结合，其特点是兼有并、逆流优点，但操作复杂，控制困难。中国现在仅用于造纸工业及有色金碱回收系统中。
2 .蒸发操作分类
按操作方法能够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过程。
按二次蒸汽利用情况能够分为单效蒸发和多效蒸发，若产生二次蒸汽不加利用，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，二次蒸汽潜热得到了较为充足利用，提升了加热蒸汽利用率。
按操作压力能够分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有很多优点：
（1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提升蒸发传热温度差，减小蒸发器传热面积；
（2）能够利用低压蒸气作为加热剂；
（3）有利于对热敏性物料蒸发；
（4）操作温度低，热损失较小。
在加压蒸发中，所得到二次蒸气温度较高，可作为下一效加热蒸气加以利用。所以，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发前效为加压或常压操作，以后效则在真空下操作。
3. 蒸发操作特点
从上述对蒸发过程简单介绍可知，常见蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾传热过程，蒸发器也就是一个换热器。但和通常传热过程相比，蒸发操作又有以下特点:
（1）沸点升高 蒸发溶液中含有不挥发性溶质，在港台压力下溶液蒸气压较同温度下纯溶剂蒸气压低，使溶液沸点高于纯溶液沸点，这种现象称为溶液沸点升高。在加热蒸气温度一定情况下，蒸发溶液时传热温差肯定小于加热唇溶剂纯热温差，而且溶液浓度越高，这种影响也越显著。
（2）物料工艺特征 蒸发溶液本身含有一些特征，比如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些则含有较大黏度或较强腐蚀性等。怎样依据物料特征和工艺要求，选择适宜蒸发步骤和设备是蒸发操作相互必需要考虑问题。
（3）节省能源 蒸发时汽化溶剂量较大，需要消耗较大加热蒸气。怎样充足利用热量，提升加热蒸气利用率是蒸发操作要考虑另一个问题。
4. 蒸发设备要求
蒸发设备种类很多，但不管何种类型蒸发设备，在结构上必需有利于过程进行。所以设计蒸发设备时应考虑以下多个原因：
(1)尽可能提升冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢生成速率，确保设备含有较大传热系数；
(2)能适应溶液一些特征，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等；
(3)能完善汽化、液分离；
(4)能排除溶液在蒸发过程中所析晶体。
从机械加式工工艺性、设备投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备设计还应满足以下几项要求：
a、设备材料消耗少，制造、安装方便合理；
b、设备检修和清洗方便，使用寿命长；
c、有足够机械强度。
在实际设计过程中，要完全满足以上各点困难，必需权衡轻重，研究主次，加以综合考虑。
5. 蒸发设备选型
   蒸发设备作用是使进入蒸发器原料液被加热，部分气化，得到浓缩完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之和所夹带液滴和雾沫相分离。
   蒸发主体设备是蒸发器，它关键由加热室和蒸发室组成。蒸发辅助设备包含：使液沫深入分离除沫器，和使二次蒸气全部冷凝冷凝器。减压操作时还需真空装置。分述以下：
  因为生产要求不一样，蒸发设备有多个不一样结构型式。对常见间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中运动情况，大致可分为以下两大类：
（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础相同，靠近于完成液浓度。操作稳定。这类蒸发器关键有:
   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：溶液以液膜形式一次经过加热室，不进行循环。
   优点：溶液停留时间短，故尤其适适用于热敏性物料蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。
   缺点：设计或操作不妥时不易成膜，热流量将显著下降；不适适用于易结晶、结垢物料蒸发。
   这类蒸发器关键有:
    a.升膜式蒸发器 ； b.降膜式蒸发器 ；c.刮板式蒸发器。
此次设计采取是中央循环管式蒸发器 。
结构和原理：其下部加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物平均密度较大；而其它加热管内气液混合物平均密度较小。在密度差作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液循环流动提升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，传热很好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器"之称。加热管高度通常为1～2m；加热管径多为25～75mm之间。但实际上，因为结构上限制，其循环速度通常在0.4～0.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度一直靠近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。
第二章 蒸发工艺设计计算
2·1蒸发溶液浓度计算
已知：进料量F= 18000kg/h，质量分率=11%，=46%
总蒸发水量 W=F(1—)=18000×( 1－ )= 13695.65kg／h
并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设
:=1:1.1 而 =+=13695.65 kg/h
由以上三式可得 =6521.7kg/h kg =7173.9kg/h
则 == =17％
= = =46％
2·2 溶液沸点和有效温度差确实定
假设=60 kPa = 10kPa
设各效间压强降相等，则总压强差为：
= - =60-10=50 kPa
= ==50／2=25 kPa
式中 ---各效加热蒸汽压强和二次蒸气压力之差，kPa；
----第一次加热蒸气压强，kPa；
-----末效冷凝器中二次蒸气压强，kPa。
各效间压强差可求得各效蒸发室压强
即 =- =60-25=35kPa
==10 kPa
由各效二次蒸汽压强从手册中查得对应二次蒸汽温度和汽化潜热列和下表中:
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(kPa)
35
10
二次蒸汽温度 (℃)
(即下一效加热蒸汽温度)
70.75
45.3
二次蒸汽汽化潜热(即下一效
加热蒸汽)
2322.95
2388.9

多效蒸发中有效传热总温度差可用下式计算：
有效总温度差
式中 -----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃；
-----第一效加热蒸气温度，℃；
-----冷凝器操作压强下二次蒸气饱和温度，℃；
-------总温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。
= ++
式中 --- 因为溶液蒸汽压下降而引发温度差损失，℃；
---因为蒸发器红溶液静压强而引发温度差损失，℃；
----因为管道流体阻力产生压强降而引发温度差损失，℃。
（１）各效因为溶液蒸汽压下降所引发温度差损失
将该溶液看成蔗糖溶液处理:

=f ·△a 其中△a1、△a2可由对应糖液浓度查
X1=17%时，△a1=0.27 X2=46%时，△a2=1.5

式中：——操作压强下二次蒸汽温度，℃。
——操作压强下二次蒸汽汽化潜热，kJ/kg
=0.824
=0.687
故1= f1·△a1=0.824×0.27=0.22248
2= f2·△a2=0.687×1.5=1.0305
（2） 因为液柱静压力而引发温度损失
对于降膜式蒸发器，不存在由液柱静压力引发温度差损失，
即，即Δ1＇＇=Δ2＇＇=0
（3）由流动阻力引发温差损失Δ＇＇＇
因为管路流动阻力引发损失 取经验值1℃，即∑Δ1＇＇＇=Δ2＇＇＇=1℃，则∑Δ＇＇＇=∑Δ1＇＇＇+ Δ2＇＇＇=2℃
综合(1)(2)(3)步得蒸发装置总温度损失
∑Δ=∑Δ＇+∑Δ＇＇ + ∑Δ＇＇＇=0.22248 + 1.0305+0+2= 3.25298℃
（４）　各效料液温度和有效总温差
由各效二次蒸气压力及温度差损失Δi,即可依据下式估算各效料液温度
各效温度损失∑Δi=∑Δi＇+∑Δi＇＇ + ∑Δi＇＇＇
得　∑Δ1=Δ1＇+Δ1＇＇+Δ1＇＇＇= 0.22248+1=1.22248℃
∑Δ2=Δ2＇+Δ2＇＇+Δ2＇＇＇=1.0305+1 =2. 0305℃
各效料液温度为 由ti=Ti＇+Δi
t1=T1＇+Δ1=70.75+1.22248=71.97248℃
t2=T2＇+Δ2=45.3+2. 0305 =47.3305℃
因有效温度差 =(Ts-Tk)-由手册查得60kPa饱和汽温度为85. 6℃，气化潜热为2393.9KJ/Kg.
所以=(Ts-Tk)-= (85. 6－45.3)- 3.25298=37.04702℃

2·3加热蒸气消耗量和各效蒸发水量初步计算
由热量衡算式:＇
Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-…-Wn-1cpw)(ti-ti-1)+Wi+
其中Di一第i效加热蒸气量,Kg/h
ri—第i效加热蒸汽汽化潜热,KＪ/Kg
--第i效二次蒸汽汽化潜热, KＪ/Kg
cp0 —原料液比热容,KＪ/(Kg/℃)
cpw—水比热容, KＪ/(Kg/℃)
ti,ti-1—分别为地i效和第i-1效溶液温度(沸点), ℃
—热损失量,KJ
由上式两边同时除以得:
Wi=Diri/ +(Fcp0-W1cpw-W2cpw-…-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/-/
去掉—/,乘以热利用系数ηi，表示上式得:
Wi=ηi［Diri/ +( Fcp0-W1cpw-W2cpw-…-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /］
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=0.98-0.7
其中为第i效蒸发器中液料溶质质量分数改变.

( 1) 第Ⅰ效热衡算式为
W1=1(+)
= …………………(a)

( 2) 第Ⅱ效热衡算式为
W2=
=0.7220W1 +536.7519…………………………………… (b)
又 W1+W2 =13695.65……………………………………… (c)
联解式(a)至(c),可得
D1=7905.69Kg/h
W1=7641.64Kg/h W2=6054.01Kg/h

2·4蒸发器传热面积估算
, Qi=Diri
Q1=D1r1==5.257 ×106 W
Δt1=T1- t1=85.6 -71.97248 =13.62752℃
S1===350.69 m2 同理：
Q2=W1r2＇==5.07×106 W
Δt2=T2- t2=T1＇－ t2=70.75－47.3305=23.4195℃
S2 ===254.7 m2
误差为 1－=1－=0.27>0.05 ，误差较大，应调整各效有效温差，使两个个蒸发器传热面积尽可能相等。

2·5重新分配各效有效温差
S===290 m2
重新分配有效温差得
Δt1＇===16.48℃
Δt2＇===20.57℃
2·6反复上述步骤
（１） 计算各效料液质量分数
== =19.1%
　= ==38.02%
　(２) 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，多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Ⅱ效加热蒸气温度为
T2=T1＇= t2+Δt2＇= 47.3305+20.57=67.9℃ T2＇=45.3℃
第Ⅰ效料液沸点为 t1= T1－Δt1＇=85. 6－16.48=69.12℃。

由上知，多种温差损失改变不大，无需重新计算。故有效总温差不变，即=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
Ⅰ效
Ⅱ效
有效温度差/ ℃
Δt1＇=16.48℃
Δt2＇=20.57℃
加热蒸汽温度/℃
T1=85.6℃
T2=67.9℃
料液温度/℃
t1=69.12℃
t2=47.3305℃
（3） 各效焓衡算和各效蒸发量
查手册得出 T1＇=67.9℃ r1＇=2282.6KJ/Kg
T2＇=45.3℃ r2＇=2377.9KJ/Kg
第Ⅰ效：
W1=1(+)=1
=0.938×D1=0.9837 D1 ..………………(1)

第Ⅱ效：
W2=
=0.777×﹝ W1+(18000×3.726－4.187 W1)×﹞=0.7285W1+489.59……………………………（2）
又 W1+W2 =13695.65……………………………………………(3)

联解式(1)至式(3)，得：
D1=7766.79Kg/h
W1=7640.19Kg/h W2=6055.46Kg/h
和第一次结果比较，其相对误差为
1－ =0.016
1－ =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。
（４） 蒸发器传热面积计算
Q1=D1r1= =5.16×106 W
Δt1=T1- t1=85.6-69.12=16.48℃
S1===284.64 m2
Q2=W1r1＇= =4.80×106 W
Δt2=T2- t2=T1＇－ t2=70.75-47.3305=23.4℃
S2===241.3 m2
误差为 1－ =1－=0.15>0.05
2·7再重新分配各效有效温差
S===259.2 m2
重新分配有效温差得
Δt1＇===18℃
Δt2＇===21.78℃
2·8再反复上述步骤
（１） 计算各效料液质量分数
== =19.1%
= ==46%
　(２) 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，多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Ⅱ效加热蒸气温度为
T2=T1＇= t2+Δt2＇= 47.3305+21.78=69.11℃ T2＇=45.3℃
第Ⅰ效料液沸点为 t1= T1－Δt1＇=85. 6－18=67.6℃
由上知，多种温差损失改变不大，无需重新计算。故有效总温差不变，即=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
Ⅰ效
Ⅱ效
有效温度差/ ℃
Δt1＇=18℃
Δt2＇=21.78℃
加热蒸汽温度/℃
T1=85.6℃
T2=69.11℃
料液温度/℃
t1=67.6℃
t2=47.3305℃

（3） 各效焓衡算和各效蒸发量
查手册得出 T1＇=69.11℃ r1＇=2283.0KJ/Kg
T2＇=45.3℃ r2＇=2377.9KJ/Kg
第Ⅰ效：
W1=1(+)=1
=0.938×D1=0.95 D1 ..………..………(1)
第Ⅱ效：
W2=
=0.777×﹝ W1+(18000×3.726－4.187 W1)×﹞=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
（４） 蒸发器传热面积计算
Q1=D1r1= =5.3×106 W
Δt1=T1- t1=85.6-67.6=18℃
S1===267.7 m2
Q2=W1r1＇= =4.85×106 W
Δt2=T2- t2=T1＇－ t2=69.11-47.3305=22℃
S2===260 m2
误差为 1－ =1－=0.03 <0.05
误差计算结果合理，取平均传热面积S==263.85 m2。
2·9计算结果列表
效 数
Ⅰ效
Ⅱ效
冷凝器
加热蒸气温度Ti, ℃
85. 6
69.11
43.3
操作压力Pi’,KPa
60
10
10
溶液温度(沸点)ti, ℃
t1=67.6℃
t2=47.3305℃

完成液浓度,%
17
46

蒸发量Wi,Kg/h
W1=7654.77Kg/h
W2=6040.88Kg/h

蒸汽消耗量D,kg/h
D1=8057.65Kg/h

传热面积Si ,m2
S1=267.7 m2
S2=260 m2

三、蒸发器关键结构尺寸计算
（1）　加热管选择和加热管数初步估算
S=S原×1.2=263.85×1.2=316.62
本设计选择Φ=38mm×2.5mm无缝钢管
加热管数由下式计算所需管子数=
其中　S—蒸发器传热面积，m2，由前面工艺计算决定
d0—加热管外径，m
L—加热管长度，m，取L=9m,d0=38mm
有= ==298根
( 2 )　加热室直径及加热管数目标确定
设计：加热管按正三角形排列，取管心距t=48mm (加热管外径d0=38mm所对应),管束中心在线管数:
nc=1.1=1.1=19根（正三角形排列）
加热室内径Di=t(nc -1)+2b＇
采取胀管法，取b＇=1.5d0 ， b＇=1.5×38=57mm
故加热室内径Di=48×(19-1) +2×57 =978mm
圆整后，取加热室直径Di=1000mm
( 3 )　分离室直径和高度确实定
分离室体积V=
其中W为某效蒸发器二次蒸气流量，kg/h
ρ为某效蒸发器二次蒸气密度，kg/m3
U为蒸气体积强度，通常许可值为1.1—1.5 m3/（m3·s）， 通常是末效体积最大，为保持各效蒸发室尺寸一致，以末效体积计算现取U=1.5 m3/（m3·s）。
查各压强下蒸汽密度为ρ1=0.36514kg/m3，ρ2=0.06798kg/m3
故 U1=1.5 m3/（m3·s） ， W1=7654.77kg/h ，ρ1=0.36514kg/m3
则有V1= ==3.9m3
U2=1.5 m3/（m3·s），W2=6040.88 kg/h ，ρ2=0.06798kg/m3
则有V2===16.46 m3 取V= V2=16.46 m3
现取蒸发室直径和加热室 依据分离室高度H和直径D关系：V=D2H ，取H=4.2m
求出 D==2.23m
高径比H/D==1.88,在1～2范围内，能够接收.
(4 )　接管尺寸确实定
流体进出口内径按d=计算
４.１溶液进出口，因为第一效流量最大，所以取其为计算量
于并流加料三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致话，依据第一效溶液流量确定接管。本设计溶液按蔗糖计算，查得11%溶液密度为ρ0=1.07911 kg/m3，故：Vs1== m3/s
因为其流动为强制流动，u =0.8--15 m/s,所以取流体流速为0.8m/s；

所以取ф95X5mm规格管。
４.２加热蒸汽进口，二次蒸气出口，又蒸汽进入时P1=35kPa,得ρ1=0.36514kg/m3，则其中Vs 为流体体积流量：
Vs2==m3/s
u为流体流速30m/s，计算出d1=m
取管为　
４.３　冷凝水出口，取D1=8057.65Kg/h又ρ=1000 kg/m3，则
Vs3== m3/s
按自然流动液体计算，u=0.08—0.15 m/s,取u=0.12m/s
则计算出d2=m ，取管 。

四. 蒸发装置辅助设备选择计算
4.１　气液分离器
4.１.１　本设计采取是惯性式除沫器，其关键作用是为了预防损失有用产品或预防污染冷凝液体。
其性能参数如表
捕捉雾滴直径　　　压力降　　　分离效率 气速范围
>50μm 196～588KPa 85～90％ 常压12～25m/s，减压>25m/s
4.１.２　分离器选型
由D0D 1, D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 , H=D3 , h=（0.4～0.5）D1
其中 D0－二次蒸汽管径，m
　 D1－除沫器内管直径，m
　D2－除沫器外管直径，m
　 D3－除沫器外壳直径，m
H－除沫器总高度，m
h－除沫器内管顶部和器顶距离，m

所以 D1= D0=0. 30m D2=0.45m D3=0.6m
H= D3=0.6m h=0.4D1=0.12m

4.２　蒸汽冷凝器选型设计
本设计采取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　　　　结构和要求　　　　水量
面积大　　　1067～Pa　　大小均可　　　　　较简单　　　　　较大
4.２.１ 冷却水量确实定
查多孔板冷凝器性能曲线得10kPa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=Kg/h 和实际数据比，VL偏小，故应取VL＇=1.2 VL=241.64Kg/h。
4.２.２　冷凝器直径：取二次蒸汽流速u=15m/s
则D=
4.２.３　淋水板设计
因为D>500mm,取淋水板8块
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= , L5= ,
L4= , L3= ,
L2= , L1=
L0=
弓型淋水板宽度 B‘=0.8D=0.8×1.45=1160mm
B=0.5D+50=0.5×1450+50=775mm
其中B‘为最上面一块板，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=
其中 η-淋水孔阻力系数，η=0.95～0.98
-水孔收缩系数，Ψ=0.80～0.82
h-淋水板堰高,m
取η=0.98 =0.82 计算u0=0.98×0.82
孔数n=个
考虑到长久操作时易造成孔堵塞，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=1.05×1670=1754个
淋水孔采取正三角形排列。

五.双效并流设备结构尺寸确定
5.1表 气液分离器结构尺寸确实定
气压分离器关键结构
设计尺寸
除沫器内管直径
300 mm
除沫器外罩管直径
450 mm
除沫器外壳直径
除沫器内管顶部和器顶距离
600mm
120 mm

5.2表 蒸发器关键结构尺寸确实定
加热管关键结构
设计尺寸
加热管（无缝钢管）管径规格
Φ38×2.5 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
Φ95×5 mm
加热蒸气进出口和二次蒸气出口管径
Φ530×16mm
冷凝水出口管径
Φ168×7mm
5.3表 蒸汽冷凝器关键结构确实定
蒸气冷凝器关键结构
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
冷凝器直径
1450 mm
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. 此次化工设计附图
6·1工艺步骤图

双效蒸发果汁浓缩工艺步骤图步骤图

6.2惯性捕集器

6.3一效蒸发器简图

6.4车间设备图样

七. 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，化工课程上课次数即使很多，但经过上课，我大约知道是要做些什么事情。然而经过自己亲自动手完成这份设计书让我更深入了解了什么是化工原理课程设计。
这次我做是二效蒸发装置设计，在这个设计过程中，我碰到了很多以前没有掌握扎实知识，比如说温度差计算、热量衡算式公式及怎样依据自己所算出数字找对应适宜加热管数目和尺寸、加热室直径等等。经过这次设计让我巩固了很多知识，同时让我取得了很多难于培养品行。
经过做计算，使我做事愈加细心认真了；经过画图，使我做事愈加耐心刻苦；经过写字，使我愈加坚定、愈加有决心；经过查阅多种不一样文件，使我愈加认识到原来知识是无穷无尽。
经过此次化工原理课程设计，使我深入学习化工设计知识，培养化工设计能力。 经过化工原理课程设计，使我们利用所学知识，联络化工生产实际，完成化工单元操作为主化工设计实践。经过这一实践，使我们掌握了化工单元操作设计基础程序和方法，还培养了我们熟悉查阅资料及国家技术标准能力；正确选择公式和数据，利用简结文字和工程语言正确表示设计思想。从而培养我们自主实践，实事求是科学态度和正确经济见解。提升了我们应用综合知识，独立处理问题能力

不仅如此，在我完成这份设计书时候，内心充满了感谢。感