雙效真空蒸發(fā)器及輔助設(shè)備的設(shè)計選擇

1、雙效真空蒸發(fā)器及輔助設(shè)備的 設(shè)計選擇食品工程原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：姓 名:學(xué) 號:指導(dǎo)教師：日 期:任務(wù)書設(shè)計任務(wù)及操作條件含固形物16% （質(zhì)量分率，下同）的鮮牛乳，擬經(jīng)雙效真空蒸發(fā)裝置進行濃縮，要 求成品濃度為49%原料液溫度為第一效沸點（60C）,加熱蒸汽壓力為450kPa（表）， 冷凝器真空度為94kPa,日處理量為15噸/天，日工作時間為8小時，試設(shè)計該蒸發(fā)過 程。假定采用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，雙效并流進料，效間流動溫差損失設(shè)為1K,第一效采用自然循環(huán)，傳熱系數(shù)為900w/（ m2 k）,第二效采用強制循環(huán)，傳熱系數(shù)為 1800w/（ m k）,各效蒸發(fā)器中料液液面均為1m各效加

2、熱蒸汽的冷凝液均在飽和溫度 下排出，并假設(shè)各效傳熱面積相等，忽略熱損失。1蒸發(fā)工藝設(shè)計計算 1?1蒸濃液濃度計算1?2溶液沸點和有效溫度差的確定11?2?1各效由于溶液的蒸汽壓下降所引起的溫度差損失 21 ?2?2各效由于溶液靜壓強所因引起的溫度差損失 21?2?3由經(jīng)驗不計流體阻力產(chǎn)生壓降所引起的溫度差損失 31?4蒸發(fā)器的傳熱面積和有效溫度差在各效中的分布 41?5有效溫差再分配52蒸發(fā)器工藝尺寸計算72?1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計 72?1?1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計72?1?2循環(huán)管的選擇72?1?3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定 82?1?4分離室直徑與高度的確定92?2接管尺

3、寸的確定92?2?1溶液進出口 102?2?2加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口 102?2?3冷凝水出口 103蒸發(fā)裝置的輔助設(shè)備103?1氣液分離器103?2蒸汽冷凝器 113?2?1由計算可知，進入冷凝器的二次蒸汽的體積流量可計算得到冷凝器的直徑D-114工藝計算匯總表115工藝流程圖、蒸發(fā)器設(shè)備簡圖及加熱器的管子排列圖 12125?1工藝流程圖5?2中火循環(huán)管切面圖 126課程設(shè)計心得13致謝1314II1蒸發(fā)工藝設(shè)計計算1 1蒸濃液濃度計算多效蒸發(fā)的工藝計算的主要依據(jù)是物料衡算和、熱量衡算及傳熱速率方程。計算的主要項目有：加熱蒸氣（生蒸氣）的消耗量、各效溶劑蒸發(fā)量以及各效的傳熱面積。計 算的

4、已知參數(shù)有：料液的流量、溫度和濃度，最終完成液的濃度，加熱蒸氣的壓強和冷 凝器中的壓強等。蒸發(fā)器的設(shè)計計算步驟多效蒸發(fā)的計算一般采用試算法。強)(2)根據(jù)工藝要求及溶液的性質(zhì)，確定蒸發(fā)的操作條件（如加熱蒸氣壓強及冷凝器的壓 ,蒸發(fā)器的形式、流程和效數(shù)。根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗數(shù)據(jù)，初步估計各效蒸發(fā)量和各效完成液的濃度。根據(jù)經(jīng)驗假設(shè)蒸氣通過各效的壓強降相等，估算個效溶液沸點和有效總溫差。 根據(jù)蒸發(fā)器的始衡算，求各效的蒸發(fā)量和傳熱量。 根據(jù)傳熱速率方程計算各效的傳熱面積。若求得的各效傳熱面積不相等，則應(yīng)按下面介紹的方法重新分配有效溫度差，重復(fù)步驟（3）至（5）,直到所求得各效傳熱面積相 等（或滿足預(yù)先給出的精

5、度要求）為止。_42.5 10F=8=3125kg/h總蒸發(fā)量：W=F (1-包)=3125 (1- 014 )=2083.3kg/h X20.42并流加料蒸發(fā)中無額外蒸汽引出，可設(shè)叫:皿=1:1.1而 W=WW=2083.3kg/h由以上三式可得：W=992kg/h;W2=1091.3kg/h;F X。F X。設(shè)各效問的壓強降相等，則總壓強差為：X1=FW1=0.21;X2=FW1W2=0.421 2溶液沸點和有效溫度差的確定由各效的二次蒸汽壓強從手冊中查得相應(yīng)的二次蒸 汽溫度和汽化潛熱列與下表中：蒸汽壓力（KP&溫度（°C）汽化熱(kJ/kg)一效加熱烝 汽601158.

6、762190.9一效二次蒸19.96023551汽一效加熱蒸 汽19.8592357一為一次恭7 439 82401 6汽/ XV、八、. . .進冷凝器蒸 汽738.82403.8多效蒸發(fā)中的有效傳熱總溫度差可用下式計算:有效總溫度差t (Ti T/K)式中t-有效總溫度差，為各效有效溫度差之和，C。T1-第一效加熱蒸氣的溫度，C。 /T K - 冷凝器操作壓強下二次蒸氣的飽和溫度，C。 總的溫度差損失，為各效溫度差損失之和，C,/+/ +/式中 /-由于溶液的蒸汽壓下降而引起的溫度差損失，C, /-由于蒸發(fā)器紅溶液的靜壓強而引起的溫度差損失，C, 用一由于管道流體阻力產(chǎn)生壓強降而引起的溫度

7、差損失，C,則,T2 f = 0.0162 r2 1各效由于溶液的蒸汽壓下降所引起的溫度差損失273.2 60 22355= 0.016.2 0.764i = 0.764 0.32 =0.24 Cf =0.0162 ' =0.016.2-2732 398 0.66 r2401.620.66 1.16 =0.77 C/ =0.24+0.77=1.01 C1 2 2各效由于溶液靜壓強所因引起的溫度差損失由于蒸發(fā)器中溶液靜壓強引起的溫度差損失某些蒸發(fā)器在操作時，器內(nèi)溶液需維持一定的液位，因而蒸發(fā)器中溶液內(nèi)部的壓強大于液面的壓強， 致使溶液內(nèi)部的沸點較 液面處的為高，二者之差即為因溶液靜壓強引

8、起的溫度差損失 ，為簡便起見，日夜 內(nèi)部的沸點可按液面和底層的平均壓強來查取，平均壓強近似按靜力學(xué)方程估算：gLpm=p/+ 2式中pm蒸發(fā)器中液面和底層的平均壓強，pap/一二次蒸氣的壓強，即液面處的壓強，pa 一溶液的平均密度，L-液層高度g-重力加速度，gL根據(jù)pm=p/+ 2取液位高度為1米3有牛乳的平均密度=1.030 kg/m1.030 9.81 1Pm=19.9 =25.0KPaPm=7.41.030 9.81 1212.4 KPapm2 =49.2 C ;tp-根據(jù)二次蒸氣壓強求得水的沸點CC/根據(jù) =tpm tp對應(yīng)的飽和溶液溫度為：T pm1=63.3C ; T式中tpm

9、-根據(jù)平均壓強求取牛乳的沸點C , ./所以 1= T pm1- t 1 =63.3-60=3.3 C/2= T pm2- T 2 =49.2-39.8=9.4 =3.3+9.4=12.7 C1-2-3由經(jīng)驗不計流體阻力產(chǎn)生壓降所引起的溫度差損失由于管道流體阻力產(chǎn)生的壓強降所引起的溫度差損失在多效蒸發(fā)中末效以前各效的二 次蒸汽流到次一效的加熱室的過程中由于管道阻力使其壓強降低蒸汽的飽和溫度也相 應(yīng)降低由此引起的溫度差損失即為，根據(jù)經(jīng)驗其值可以省略。=1+1+1=3C根據(jù)以估算的各效二次蒸汽壓強t1及溫度差損失,即可由下式估算溶液各效溶液的沸 點t所以總的溫度差損失為/=+=1.01+12.7+

10、2=15.71 C溶液的沸點ti=Ti/+ i/11110.24+3.3+1=4.54 C0.77 9.4 1 11.17 所以各效溶液沸點：t1= Ti +A 1 =60+0.24=60.24 C, t2= T2 +A 2 =38.8+0.77=39.57 C由手冊可查得601KPa飽和蒸汽壓的溫度為158.76 C,汽化熱為2190.9KJ/kg ,所 t (TS Tk)158.76 38.8 15.71 104.25 C蒸汽壓力(KPa溫度(°C)汽化熱(kJ/kg)一效加熱 蒸汽601158.762190.9一效溶液19.964.62355一效二次 蒸汽19.8602357二

11、效溶液2550.4一效加熱 蒸汽19.8592313.4二效二次 蒸汽7.439.82401.6進冷凝器 蒸汽738.82403.81 3加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的計算第i效的始衡算式為：QiDi ri(Fcpo WcpwW2cpw.Wi£pw)(ti1ti)Wr有上式可求得第i效的蒸發(fā)量W.若在始衡算式計入溶液的能縮熱及蒸發(fā)器的熱損失時，尚需考慮熱利用系數(shù)一般溶液的蒸發(fā)，可取得0.960- Ax:(式中 x為溶液的濃度變化，以質(zhì)量分率表示)。第i效的蒸發(fā)量W的計算式為rt tWiDi- (FC。WCpw W2.w . W0w)L 1ripri式中Di.- 第i效的加熱蒸汽量，當(dāng)

12、無額外蒸汽抽出時Di= Wri -第i效加熱蒸氣的汽化潛熱r -第i效二次蒸氣的汽化潛熱Cp0-titi 1原料液的比熱CJ pw水的比熱分別為第i效及第i-1效溶液的沸點i 第i效的熱利用系數(shù)無因次，對于加熱蒸氣消耗量，可列出各效始衡算式并與式（3-2）聯(lián)解而求得。i Di -1/- Fcpo -/-1 i第一效的始衡量式為：W1=""1 0.960 0.7 0.21 0.140.911由相關(guān)手冊查得cp0=3.89Kg. CW= iDr1 0.911D1 2190.9 0.8628D1 r12313.4同理第二效的熱衡算式為：W22 W2 (FCo W1Cpw)t-t1

13、(a)222 0.960 0.7 0.42 0.210.813W22 W2 (FCo 小)322=0.8132357 W1 (3125 3.89 4.160W1) 5046462401.62401.6=0.8179W1 58.44W1 W22083.3kg/h聯(lián)立(a),(b),(c) 式，解得:W1=1178.4kg/hW2 =904.9kg/hD1=1365.8kg/h1 4蒸發(fā)器的傳熱面積和有效溫度差在各效中的分布任意一效的傳熱速率方程為QiSi= Ki ti式中 Qi-第i效的傳熱速率，WKi-第i效的傳熱系數(shù)，W/（m2, 第i效的傳熱面積，m2105W105Wti -第i效的傳熱溫

14、度差，C SiQ1 D1r1 1365.8 2190.9 103 / 3600 8.312 t1 工 t1158.76 64.6 94.16 CcQ18.312 1052S1 9.81mK1 t1900 94.16Q2 W12 1178.4 2401.6 103/3600 7.861 t2 T2 t2 T1 t2 60 50.4 9.6 C_5S245.5m2Q27.861 10K2 t21800 9.6誤差為1§迎1Smax9.8145.50.784,誤差很大，應(yīng)調(diào)整各效的有效溫度差，重復(fù)上述計算過程1 - 5有效溫差再分配S1t S2 29.81 94.16 45.5 9.6 1

15、3 05m2104.25重新分配有效溫度差得，S19.81t1 t194.16 74.92 cS12.3t2 2 t2 :455 9.6 33.47 CS 13.05重復(fù)上述計算步驟（1） 計算各效料液濃度由所求得的各效蒸發(fā)量，可求得各效料液的濃度，即F XoF XoX1=FT= 3125 0.140 2248 ； X2= F W1 W2 = 3125 0.140423125 1178.4'3125 2083.3（2） 計算各效料液的溫度因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各種溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為50.4 C,即t2 50.4 C則第二效加熱蒸汽的溫度（也即第一

16、效二次蒸汽溫度）為T2 T1 t2 t2 50.4 33.48 83.88 C所以第一效料液的溫度為11 =83.88+4.54=88.42 C第一效料液的溫度也可下列計算t 1=158.76-70.79=87.97 C說明溶液的各種溫度差損失變化不大，不需重新計算，股有效總溫度差不變，即 t 104.25 C溫度差重新分配后各效溫度差情況列于下表效數(shù)第一效第二效加熱蒸汽溫度c158.7683.88有效溫度差（ ）70.7933.48料液溫度（c）88.4250.4(3)各效的熱量衡算工 83.88% 2272.23kJ/kgT2 38.8r22403.8kJ / kg第一效1 0.960 0

17、.7 0.2284 0.140.898(a)W= i 皿 0.898Di 2190.9 0.8185Dir12403.8第二效W2t2 tl(b)W 2 士(Fco Wcpw)1 2.22 0.960 0.7 0.42 0.22840.8259W 2 四2 (FCo WCpw) 12.2=0.82592272.232403.8皿 (3125 3.89 4.160Wi)50.4-88.422403.80.835叫 158.8W22083.3kg/ h聯(lián)立(a),(b),(c) 式，解得W1=1148.4kg/hW2 =934.9kg/hD1=1403kg/h與第一次結(jié)果比較，其相對誤差為1178

18、.41148.40.026904.9934.90.0321365.814030.027Q1t1S1Q1K1 t1900 70.79Q2t2Wr2 1148.4 2401.633.48 C3510 /3600 7.761 10 WS2Q2K2_57.761 105t2180033.48-212.88m誤差為1Smin Smax 12.8812.8813.40.039 0.05,迭代計算結(jié)果合理，取平均傳熱面積_213.14m計算相對誤差均在0.05以下，故各效蒸發(fā)量的計算結(jié)果合理。其各效溶液濃度無明顯 變化，不需重新計算(4)蒸發(fā)器傳熱面積的計算35D1rl 1403 2190.9 10 /36

19、00 8.538 10 W70.79 C結(jié)算結(jié)果列表效數(shù)12冷凝器加熱蒸汽溫度158.7683.8838.8(C)操作壓強P/（KPa）50077溶液沸點t i c88.4250.4完成液濃度（）22.4842蒸發(fā)水量WKg/h1148.4934.9生蒸汽量DKg/h14031148.4傳熱面積S m213.1413.142蒸發(fā)器工藝尺寸計算蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸（以下均以第一效為計算對象）我們選取的中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的計算方法如下。2 1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計2-1-1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計蒸發(fā)器的加熱管通常選用57*3.5mm無縫鋼管。加熱管的長度一般為0.62成但也有選用2m以

20、上的管子。管子長度的選擇應(yīng)根據(jù)溶 液結(jié)垢后的難以程度、溶液的起泡性和廠房的高度等因素來考慮，易結(jié)垢和易起泡沫溶 液 的蒸發(fā)易選用短管。根據(jù)我們的設(shè)計任務(wù)和溶液性質(zhì)，我們選用以下的管子?？筛鶕?jù)經(jīng)驗我們選?。篖=1.1M,57 3.5mm可以根據(jù)加熱管的規(guī)格與長度初步估計所需的管子數(shù)n',13.14n 3d0(L 0.1)3.14 57 10 73 (根) 1.0式中S=-蒸發(fā)器的傳熱面積，m2,由前面的工藝計算決定(優(yōu)化后的面積)；d0-加熱管外徑，mfL- 加熱管長度，m1因加熱管固定在管板上，考慮管板厚度所占據(jù)的傳熱面積，則計算 n'時的管長應(yīng)用(L-0.1 ) m.2 1

21、2循環(huán)管的選擇循環(huán)管的 截面積是根據(jù)使循環(huán)阻力盡量減小的原則考慮的。我們選用的中央 循環(huán)管式蒸發(fā)器的循環(huán)管截面積可取加熱管總截面積的40%-100%加熱管的總截面積可按n'計算。循環(huán)管內(nèi)徑以D1表示，則22D1(40%'100%)n di44D1 (0.4 1.0)ndi20.8 73 50 382 mm查食品工程原理P40的管子規(guī)格表，選擇近似的標(biāo)準(zhǔn)管子，可取 D 1=377 mm , 壁厚取9.0 mm得循環(huán)管面積 S=- D12=314(377 10 3)2 =0.112 m2 44.兀 2 一 .又有，S=0.8 n - di 則；4S4 0.112n=r=3T =71

22、 根0.8冗 di20.8 3.14 (50 10 )則n=71與所估計的n =71很接近，因此循環(huán)管的規(guī)格可以確定為377 0.9 mm按上式計算出的Di后應(yīng)從管規(guī)格表中選取的管徑相近的標(biāo)準(zhǔn)管，只要n和n'相差不大。循環(huán)管的規(guī)格一次確定。循環(huán)管的管長與加熱管相等，循環(huán)管的表面積不計入傳熱面積 中。2 1 3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定加熱室的內(nèi)徑取決于加熱管和循環(huán)管的規(guī)格、數(shù)目及在管板撒謊能夠的排列方式。加熱管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圓排列。根據(jù)我們的 數(shù)據(jù)表加以比較我們選用三角形排列式。管心距t為相鄰兩管中心線之間的距離，t 一般為加熱管外徑的1.25 1.

23、5倍，目前在 換熱器設(shè)計中，管心距的數(shù)據(jù)已經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)化，只要確定管子規(guī)格，相應(yīng)的管心距則是定值。 我們選用的設(shè)計管心距是：t 70mm加熱室內(nèi)鏡和加熱管數(shù)采用作圖法，亦可采用計算的方法。以三角形排列說明計算過程。 圖1-6所示。一根管子在管板上按正三角形排列時所占據(jù)的管板面積(圖中陰影部分面積為)：Fmp t2sina 0.886t2式中：a=60;t-管心距，m;當(dāng)加熱管數(shù)為n時，在管板上占據(jù)的中面積O 2nFmp73 0.886 70 10 321 0.352mm0.9式中：F1-管數(shù)為n時在管板上占據(jù)的總面積,小一管板利用系數(shù)，小=0.7-0.9 ;當(dāng)循環(huán)管直徑為D時，則棺板的總面積為/、2

24、33 220.406mm(Di 2t)23.14 377 10 3 2 70 10 3式中：F2-循環(huán)管占據(jù)管板的總面積，m2 ;m.2t一中央循環(huán)管與加熱管之間的最小距離,設(shè)加熱室的直徑D。，則：2c 2 nt2 0.8664D03 2=73 (70 10 )0.90 2t)240.8660.40620.758mm由此求得D0=0.983m=983mmg過圓整取D0=980mm所以殼體內(nèi)徑為 980m厚度為10.0mm.管子排列示意圖如下，實際尺寸與示意圖尺寸之比為10:12 1 4分離室直徑與高度的確定分離室的直徑與高度取決于分離室的體積， 而分離室的體積又與二次蒸汽的體積流量及 蒸發(fā)體積

25、強度有關(guān)。V分離室體積V的計算式為：3600* *U式中V-分離室的體積，m3;W-某效蒸發(fā)器的二次蒸汽量，kg/h;-某效二次蒸汽的密度，kg/m3 , U- 蒸發(fā)體積強度，mm3.s);即每立方米分離室體積每秒產(chǎn)生的二次蒸汽量。一般用允許值為U=1.11.5 m3/(m3.s)根據(jù)由蒸發(fā)器工藝計算中得到的各效二次蒸汽量，再從蒸發(fā)體積強度U的數(shù)值范圍內(nèi)選取一個值，即可由上式算出分離室的體積。一般說來，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式計算得到的分離室體積 也不會相同，通常末效體積最大。為方便起見，各效分離室的尺寸可取一致。分離室體積宜取其中較大者。確定了分離室的體積，其高度與直徑

26、符合V=- D2H關(guān)系，確定高4度與直徑應(yīng)考慮一下原則：(1)分離室的高度與直徑之比 H/D=12對于中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，其分離室一般不能小于1.8m,以保證足夠的霧沫分離高度。分離室的直徑也不能太少，否則二次蒸汽10流速過大，導(dǎo)致霧沫夾帶現(xiàn)象嚴重。(2)在條件允許的情況下，分離室的直徑盡量與加熱室相同，這樣可使結(jié)構(gòu)簡單制造 方便。(3)高度和直徑都適于施工現(xiàn)場的安放?，F(xiàn)取分離室中U=1.2 m3/(m3.s);934.93600 U 3600 0.04837 1.24.47m3。H=1.9m, D=1.7m2接管尺寸的確定流體進出口的內(nèi)徑按下式計算d,4VT流體的體積流量m3/h; U流體的

27、適宜流速m/s估算出內(nèi)徑后，應(yīng)從管規(guī)格表格中選用相近的標(biāo)準(zhǔn)管2 1溶液進出口于并流加料的三效蒸發(fā)，第一效溶液流量最大，若各效設(shè)備尺寸一致的話，根據(jù) 效溶液流量確定接管。取流體的流速為 0.8m/s ;Do4V4 3125u 3600 1030 3.14 0.80.037m所以取力38X2.5mmg格管。2 2加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口取流體的流速為各效結(jié)構(gòu)尺寸一致二次蒸汽體積流量應(yīng)取各效中較大者。30m/s4VDi4 1148.4u 1 3600 0.3314 3.14 300.202m所以取力203X6.0mmfi格管。2 3冷凝水出口冷凝水的排出一般屬于液體自然流動， 接管直徑應(yīng)由各效加熱

28、蒸氣消耗量較大者 確定。取流體的流速為0.1m/sD24V4 1403u . 3600 1000 3.14 0.10.070m所以取力70X3.0mmg格管3蒸發(fā)裝置的輔助設(shè)備1131氣液分離器蒸發(fā)操作時，二次蒸汽中夾帶大量的液體，雖在分離室得到初步的分離，但是為了 防止損失有用的產(chǎn)品或防止污染冷凝液，還需設(shè)置氣液分離器，以使霧沫中的液體聚集并與二次蒸汽分離，故氣液分離器或除沫器。具類型很多，我們選擇慣性式除沫器，起 工作原理是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變運動方向時，液滴因慣性作用而與蒸汽分離。取流體的流速為25m/s在慣性式分離器的主要尺寸可按下列關(guān)系確定：D0=D;D: D2: D3=

29、1: 1.5: 2 H= D 3h=0.40.5 D1Do 二次蒸汽的管徑，m D 1 除沫器內(nèi)管的直徑，mD2 除沫器外管的直徑，m D3 除沫器外殼的直徑，mH 除沫器的總高度，m h 除沫器內(nèi)管頂部與器頂?shù)木嚯x，m4V4 11484 ,一D0 1 J 0.221m則取相近標(biāo)準(zhǔn)官子245 6.5mm,:u 3600 0.3314 3.14 25則 D0=245D=245mm D2=367.5mm D 3=490mm H=490mm h=98mm選取二次蒸汽流出管：245 6.5mm 除霧器內(nèi)管： 377 9.0mm除霧器外罩管：530 9.0mm2蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷卻水將二次

30、蒸汽冷凝。 當(dāng)二次蒸汽為有價值的產(chǎn)品需要回收或會嚴重地污染冷卻水時，應(yīng)采用間壁式冷卻器。當(dāng)二次蒸汽為水蒸氣不需要回收時， 可采用直接接觸式冷凝器。二次蒸汽與冷凝水直接接觸進行熱交換，其冷凝效果好， 被 廣乏采用?，F(xiàn)采用多孔板式蒸汽冷凝器：3 -2-1由計算可知，進入冷凝器的二次蒸汽的體積流量可計算得到冷凝器的直徑DD04V4 934.9u 3600 0.04425 3.14 200.374m 取 D=377mm4工藝計算匯總表.工藝計算?總表效數(shù)12冷凝器加熱蒸汽溫度（C）158.7683.8838.812操作壓強Pi/ (KPa)50077溶液沸點88.4250.4ti C完成液濃度(%)2

31、2.4842蒸發(fā)水量WKg/h1148.4934.9生蒸汽量DKg/h14031148.4傳熱面積S2 m13.1413.14加熱管 管徑 (mm)循環(huán)管 管徑 (mm)加熱室 內(nèi)徑 (mm)分離室直 徑(mm)加熱管 與循環(huán) 管長度 (mm)=57 3.5=377 9.0=980 10二12001100溶液進 出口管加熱蒸 汽進口冷凝水 出口管分離 室高加熱管 數(shù)(根)13徑(mm)與二次 蒸汽出 口管徑徑(mm)度(mm)(mm)=38 2.5=203 6.0=70 3.0180073工藝流程圖、蒸發(fā)器設(shè)備簡圖及加熱器的管子排列圖1工藝流程圖雙效蒸發(fā)牛乳濃縮工藝流程圖2中央循環(huán)管切面圖14

32、中央循環(huán)管切面圖6課程設(shè)計心得經(jīng)過兩個星期的實習(xí)，過程曲折可謂一語難盡。在此期間我們也失落過，也曾一度 熱情高漲。從開始時滿富盛激情到最后汗水背后的復(fù)雜心情，點點滴滴無不令我回味無長。通過實習(xí)，我才真正領(lǐng)略到“艱苦奮斗”這一詞的真正含義。我想說，設(shè)計確實有 些辛苦，但苦中也有樂，在如今單一的理論學(xué)習(xí)中，很少有機會能有實踐的機會，我想 說，確實很累，但當(dāng)我們看到自己所做的成果時，心中也不免產(chǎn)生興奮。通過這次課程設(shè)計，加強了我們動手、思考和解決問題的能力。我沉得做課程設(shè)計 同時也是對課本知識的鞏固和加強， 由于課本上的知識太多，平時課間的學(xué)習(xí)并不能很 好的理解和運用。而且考試內(nèi)容有限，所以在這次課程設(shè)計過程中，我們了解了很多。 平時看課本時，有時問題老是弄不懂，做完課程設(shè)計，那些問題就迎刃而解了。而且還 可以記住很多東西。平時看課本，這次看了，下次就忘了，通過動手實踐讓我們對各個 元件映象深刻。認識來源于實踐，實踐是認識的動力和最終目的，實踐