三效蒸发装置设计

1、化工原理课程设计-三效蒸发装置设计班 级：高073 （杏姓 名：韩彪指导老师:朱国华化工原理课程设计任务书设计题目：三效标准（外加热）式蒸发器的设计原始数据：1、处理量（ kg/h ）：35002、初始温度（ C）：203、初始浓度（ %）：104、完成液浓度（ %）：45工艺特点：1、并流操作；2、进料温度；3、抽出额外蒸汽量：E1=0； E2=0；4、加热蒸汽压强（ kg/cm 2 绝压）65、末效真空度（mmHg表压）620设计内容：1、蒸发器的工艺计算和结构设计2、混合冷凝器的设计或选型3、预热器的设计或选型4、泵的设计或选型设计要求：1、画一张详细（最好带控制点的）工艺流程图2、编写

2、一份规范的设计说明书目录第一章 蒸发装置的设计第一节 设计方案简介 (2 )第二章工艺流程草图及说明(4 )第三章 工艺计算及主体结构计算 (5 )第一节 多效蒸发的工艺计算 (5 )第二节蒸发器的主要结构尺寸计算 (14 )第四章 蒸发装置的辅助设备 (19 )第五章 主要设备强度计算及校核 (22 )第六章设计一览表及总结 (23 )参考文献 (25 )第一章 蒸发装置的设计本章符号说明英文字母c 比热容，kJ/( kgC )；d 管径 , m ；D 直径 , m ；D 加热蒸汽消耗量 , kg/h ； e 单位蒸汽消耗量 , kg/kg ； f 校正系数；F 进料量 , kg/h ；g

3、重力加速度 , m/s2；h 高度 , m ；H 高度 , m ；k 杜林线的斜率；K 总传热系数,W/(m 2)；L 液面高度，m ；L 淋水板间距,m ；n 效数；n 管数；n 第 n 效，效数序号；p 压强 , Pa；q 热通量 , W/ m2；Q 传热速度 , W；r 汽化热，kJ/kg；R 热阻，m2C /W;S 传热面积 , m2；t 溶液的沸点 , C；t 管心距 , m ；T 蒸汽的温度 , C；u 流速 , m/s；U 蒸发强度,kg/( m2 h);V 体积流量 , m3/s；W 蒸发量, kg/h；W 质量流量 , kg/s；x 溶液的质量分数希腊字母 对流传热系数， W

4、/(m2 C )； 温度差损失，C； 有限差值； 误差； 热损失系数； 阻力系数； 导热系数， W/(m C )；黏度，Pa - s; 密度， kg/ m3 总和； 系数。下标1、2、3 效数的序号；0 进料量；A 仅考虑溶液蒸汽压降低；i 内侧的；K 冷凝器的；L 溶液的；m 平均；o 外侧的；p 压强；s 污垢的；s 秒；V 蒸汽的；W 水的；w 壁面的。上标二次蒸汽的；因溶液蒸汽压下降而引起的； 因液柱静压强而引起的；第一节设计方案简介蒸发操作是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，将其中的挥发性溶剂部分溶化，目的主要 是获得浓缩的溶液，有时也为得到纯净的溶剂。蒸发装置的设计任务是：确定蒸发的

5、操作条件、 蒸发器的形式及蒸发流程；进行工艺计算，确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。一、蒸发器的类型与选择随着工业技术的发展，新型蒸发器不断出现。在工业中常用的间接加热蒸发器分为循环型 和单程型两大类。循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬筐式、外加热式、列文式及强制循环 式等，单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升一降膜式及刮板式等。本次实验主要探讨外加热式循环蒸发器，其结构特点和适用的场合如表1-1所示。表1-1外加热蒸发器的结构特点与性能形 式结构特点优点缺点外加 执八、式料液在加热管 中沸腾形成汽 液两相流，与管 中未沸腾的料 液间产生密度 差，从而产生溶 液的循环。由于 循环管在加热 室外部，

6、使溶液 循环具有较大 的推动力1、便于清洗和更换，冋时降低了蒸发器总高度2、循环速度大，加热面积不受限制，可达数百甚至 上千平方米，并可设置多个加热器加热管较长，有效温 度差要求较大，限制 了多效使用随着医药、生物、食品等工业的飞速发展，蒸发设备及蒸发技术不断改进和创新。其发展 趋势大致有如下几个方面。（一）开发新型、高效蒸发器新型、高效蒸发器的研究开发有如下途径：1、研制设备更加紧凑，提高液体速度，增加液膜湍动，缩短料液在设备中停留时间胡高效、 节能型蒸发器。2、通过改进加热表面形状来提高加热效果。 3、在蒸发器中插入不同形式的湍 流元件，可使沸腾液体侧的对流传热系数提高 50沖上。4、不同

7、结构蒸发器的组合，如长管降 膜一一短管自然循环组合式蒸发器，不但提高了传热速率，而且减缓胃结垢速率。（二）蒸发与其他单元操作相结合将蒸发与其他化工单元操作结合，构成集成式的工艺流程，如蒸发干燥、蒸发分馏、蒸发 结晶等。其中最具代表性胡是强制循环蒸发结晶器及奥斯陆型蒸发结晶器，可在一个系统同时 完成加热、蒸发及结晶等过程。（三）蒸发器传热的强化及防除垢技术蒸发器传热的强化及防除垢技术是科研工作者关注的课题之一。目前研究成果有：1、在蒸发器内插入多种形式的湍流元件，通过改变加热表面形状或其他增加液膜湍动措施来强化传 热，并减缓结垢；2、通过改变料液性质来提高传热效果，如加入适当的表面活性剂可使总传

8、 热系数成倍提高；加入适当阻垢剂，则可抑制结垢；3、气一一液一一固三相流化床蒸发器在蒸发中的防除垢及强化传热效果十分显著，具有高效、多功能、易操作等一系列优点。面对种类繁多的蒸发器，选用时主要应考虑如下原则：（1）要有较高的传热系数，能满足生产工艺的要求。（2）生产能力较大。（3）构造简单，操作维修方便。（4）能适应所蒸发物料的工艺特性。蒸发物料的物理、化学性质常常使一些传热系数高的蒸发器在使用上受到限制。因此，在 选型时，能否适应所蒸发物料的工艺特性，是首要考虑的因素。蒸发物料的工艺特性包括粘度、热敏性、结垢、有无结晶析出、发泡性及腐蚀性等。（1）对于粘度大的物料不适宜选择自然循环型，选用强

9、制循环型或降膜式蒸发器为宜。 通常，自然循环型适用的粘度范围为 。（2）对于热敏性物料应选用停留时间短的各种膜式蒸发器设备，且常用真空操作以降低 料液的沸点和受热程度。（3）对易结垢的料液，宜选取管内流速大的强制循环蒸发器。（4）有结晶析出的物料，一般应采用管外沸腾型蒸发器，如强制循环式、外加热式等。（5）对易发泡的物料，可采用升膜式蒸发器，高速的二次蒸汽具有破泡作用；强制循环 式及外加热式具有较大的料液速度，能抑制气泡生长，可采用。对发泡严重的物料， 可加入微量的消泡剂。（6）对处理腐蚀性物料的蒸发器，应选用耐腐蚀的材料，如不透性石墨及合金材料等。 二、多效蒸发的效数与流程（一）效数的确定利

10、用多效蒸发的目的，是为了充分利用热能，即通过蒸发过程中二次蒸汽的再利用，以减 少生蒸汽的消耗，从而提高了蒸发装置的经济性。表 1-2为不同效数蒸发装置的蒸汽消耗量, 其中实际蒸汽消耗量包括蒸发装置的各项热量损失。表1-2不同效数蒸发装置的蒸汽消耗量理论蒸汽消耗量实际蒸汽消耗量蒸发1kg水 所需烝汽量Kg蒸汽/ kg水1kg蒸气蒸发水量Kg 水/ kg蒸汽蒸发1kg水 所需烝汽量Kg蒸汽/ kg水1kg蒸气蒸发水量Kg 水/ kg蒸汽本装置若再增加一效可节约蒸 汽%单效111.10.9193效0.520.571.75430效0.3330.42.525四 效0.2540.33.3310五效0.25

11、0.273.77由上表看出，随效数增多，蒸汽节约越多，但不是效数越多越好，多效蒸发的效数受经济 和技术因素的限制。经济上的限制是指效数超过一定值时经济上不合理。在多效蒸发器中，随着效数的增加， 总蒸发量相同时所需的生蒸汽量减少，使操作费用降低，但效数越多，设备费用越多。而且随 着效数的增加，所节约的生蒸汽量越来越少。从表 1-2中可明显看出，从单效改为双效生蒸汽 节约93%,但由四效改为五效仅节约生蒸汽10%所以不能无限制地增加效数，最适宜的效数应 使设备费和操作费总和为最小。技术上的限制效数过多，蒸发操作将难以进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器的真空度都有一定限制，因此，在一定操作条件

12、下，蒸发器的理论总温度差为一定值。当效数增 多时，由于各效温差损失之和的增加，使总有效温差减少，分配到各效的有效温差将会小至无 法保证各效发证正常的沸腾状态，蒸发操作将难以进行。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一效的温度差不能小于 57°C 常，对于电解质溶液，采用 23效，对于非电解质溶液，如有机溶剂等，其沸点升高较小, 可取46效。本实验主要选取三效来进行研究。（二）流程的选择 多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与液料的流向不同，可分为并流、逆流、平流及错流四 种。采用多效蒸发装置是节能的途径之一。此外，为了回收系统中的热量，应尽量利用低温的 热源，如蒸汽冷凝液的利用

13、及二次蒸汽的压缩再利用等。流程示意W,擇流寥毁熬发淡嚥诳端工艺療理圈料液与蒸汽的流向并流，溶液和蒸汽的流向均为由第1效顺流至末效，完成液由末效底部排出优点1、利用各效间压差自动进料，可省去输液泵2、前效温度高于后效，进料呈过热状态，产生自蒸发，各效间可不设预热器3、辅助设备少，装置紧凑，温差损失少4、操作简便，工艺稳定缺点后效温度低，组成高，料液黏度增大，降低了传热系数应用范围黏度不大或随便组成增高黏度变化不大的料液本次实验主要研究并流加料方式。其流程及优缺点如表1-3表1-3三效蒸发加料方式的流程及优缺点并流法加料方式第三章工艺计算及主体结构计算第一节多效蒸发的工艺计算多效蒸发工艺计算的主要

14、依据是物料衡算、 热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有: 加热蒸发（生蒸汽）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料 液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。（一）蒸发器的设计步骤多效蒸发的计算一般采用迭代计算法（1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强） 章法其的形式、流程和效数。（2）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。（3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。（4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。（5）根据传热速率方程计算各效

15、的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下 面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所求得的各效传热 面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。（二）蒸发器的计算方法下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。1估值各效蒸发量和完成液组成总蒸发量W F (1 jXo)X1(1-1)在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和W = W1 + W2 + + W任何一效中料液的组成为FxoXF W1 W2W一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即XA/ WWin对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计W1: W2: W3=1: 1.

16、1 : 1.2(1-2)(1-3)（1-4）例如，三效蒸发（1-5）以上各式中 W 总蒸发量，kg/h ;W1，W2，Wn 各效的蒸发量，kg/h ;F 原料液流量，kg/h ;xo, X1,xn 原料液及各效完成液的组成，质量分数。2估值各效溶液沸点及有效总温度差欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是 给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即(1-6)P1 Pk npi 第一效加热蒸汽的压强，Pa；(1-7)pk 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：t (T1 Tk)式中 t 有效总温度差

17、，为各效有效温度差之和，°C；Ti 第一效加热蒸汽的温度，C；T k 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，C； 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，C(1-8)式中一由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，C； 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，C； 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，C。关于、 和的求法，分别介绍如下：(1) 由于溶液蒸汽压下降多引起的温度差损失可用校正系数法和杜林规则求得校正系数法：f 0(1-9)式中 0 常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失，C；某些溶液在常压下的沸点tA值可从手册差得； f 校正系数，量纲为一。仃 1 273)2f

18、 0.0162一般取r(1-10)式中 T1 操作压强下水的沸点，亦即二次蒸汽的饱和温度，C；r 操作压强下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg.杜林规则：某种溶液的沸点和相同压强下标准液体(一般为水)的沸点呈线性关系。在以 水的沸点为横坐标，该溶液的沸点为纵坐标并以溶液的组成为参数的直角坐标图上，可得一组 直线，称为杜林直线。利用杜林线图，可根据溶液的组成及世纪压强下水的沸点查出相同压强 下溶液的沸点，从而得出值。根据杜林规则也可计算液体在各种压强下沸点的近似值。此法的依据是：某液体在两种不 同压强下两沸点之差 tA1 tA2与水同样压强下两沸点之差tB1 tB2，其比值为一常数，即tA1 tA2L

19、- - k tB1 tB2求得k值，其他任一压强下的沸点tA就可由下式求得，即tA tA1 k(tB1 t B)( 1-11 )所以不用杜林线图也可计算出溶液的值。(2) 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失某些蒸汽器在操作室，器内溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面 处高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失。为简便起见，溶液内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取。平均压强近似按静力学方程估算:pm pgL2(1-12)式中 pm蒸发器中液面和底部间的平均压强，Pa；p二次蒸汽的压强，即液面处的压强，Pa； 溶液的平均密度，kg/

20、m3；l 液层高度，m(1-13)g重力加速度，m/ s2。tpm tp式中tpm 根据平局压强pm求得水的沸点，°C；tp 根据二次蒸汽压强p求得水的沸点，C。由于管道流动阻力产生的压强降所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流到次一效的加热室的过程中，由于管道阻力使其压强降低，蒸汽的饱和温度也相应降 低，由此而引起的温度插损失即为。根据经验，取各效间因管道阻力引起的温度差损失为1C.根据已估算的各效二次蒸汽压强p及温度差损失，即可由下式估算各效溶液的沸点t0t T(1-14)3.加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第一效的焓衡算式为Qi D(FCPO W1CPW

21、 W2CPWWi 1CPW)(ti ti 1) W'r '( 1-15 )由式(1-15 )可求得第I效的蒸发量 w。若在焓衡算式中计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失，尚需考虑热利用系数。一般溶液的蒸发 x，可取 为0.98-0，7 (式中x为溶液的组成变化，以质量分数表示)。WiiD(FCPO W1CPW W 2 CPWWi 1cPW)ti 1 tir(1-16)式中Di 第i效的加热蒸汽量，kg/h,当无额外蒸汽抽出时，t T；ri 第i效加热蒸汽的汽化热，kJ/kg ；ri 第i效二次蒸汽的汽化热，kJ/kg ； CPO 原料液的比热容，kJ/ (kg C)；CPW 水的比

22、热容，kJ/ (kg C)；ti、卞1 第i效及第(i-1 )效溶液的沸点，C；i 第i效的热利用系数，量纲为一。对于加热蒸汽(生蒸汽)的消耗量，可列出各效焓衡算式并与式(1-2)联解而求得4.蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分配任一效的传热速率方程为QiKiSi ti(1-17)式中Qi 第i效的传热速率，WKi 第i效的传热系数，Ws 第i效的传热面积，m；S，现以三效为例，即式中QiKi tiQ2K2 t2Q3K3 t3Q1D1r1QiWir 1Qi Wir 2 t Ti tit T 2 t2 T i t2(i-i8)(i-i9)(i-20)ti 第i效的传热温度差，°C

23、。 有效温度分配的目的是为了求取蒸发的传热面积t3 T 3 t3 T 2 t3在多效蒸发中，为了便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器，即S S2 S3 S若由式（i-i8 ）求得的传热面积不相等，应依据各效面积的原则重新分配各效的有效温度 差。方法如下：设以t表示各效面相等时的有效温度差，则Q3K3SQitit2,K iS与( i-18 )式相比可得Sit itit 2S ，Q2K 2 S将式S2 .t2S s1 ，（i-22）中三式相加，得-tt 3S2SS3St2t3S3 t3S(i-2i )(i-22)(i-23)SSi tiS2 t2S3 t3t式中 t 各效的有效温度差之

24、和，称为有效总温度差，C由式（1-23）求得传热面积S后，即可由式（i-22 ）重新分配各效的有效温度差。重复上 述步骤，直至求得的各效传热面积相等，该面积即为所求。5传热系数K的确定目前在蒸发器的设计中，传热系数 K值大多根据实测数据或生产经验值来选定，选用时应 注意连着条件的相似。本书附录中列出了几种不同类型蒸发器的 K值的范围，可供设计时参考K值也可通过计算求出，基于外表面积的总传热系数Kdd的计算式如下：式中 0K0 T0iRsob do do doRso、RsiRsidmdiidi管外蒸汽冷凝传热系数与管内液体沸腾传热系数, W/（m 2 C ）；m2 C / W ;(i-24)W/

25、(m2 C )；b mdo、dm 、di m o计算Ko值主要在于求取管内溶液的沸腾传热系数0。该值受溶液的性质、蒸发器的类型、沸腾传热的形式以及蒸发操作的条件等许多因素的影响。因此，一般沸腾传热膜系数关联式的 准确度较差。极端式可参阅有段手册。（三）设计计算1估算各效蒸发量和完成液组成x0 1总蒸发量W F " f）彳颐1族）2722kg/h因并流加料，蒸发系统中无额外蒸汽引出，可设Wi： W2： W3=1： 1.1 : 1.2W Wi W2 W3 3.3 W12722 解得Wi825kg / h3.3W21.1 825907.5kg/hW31.2 825990kg/hX1FX0F

26、 W13500 0.103500 8250.1308Fx0x2F W1 W2X3 0.45013500 0.103500 825 907.50.19802.估算各效溶液的沸点和有效总温度差 设各效间压强降相等，则总压强差为p p1 pk 589 83 569 kPa各效间的平均压强差为p 569pi190kPa33由各效的压强差可求得各效蒸发室的压强，即p 1 p1 pi 398 kPa p 2 p1 2 p 208kPap 3 p k 18kPa由各效的二次蒸汽压强，从手册中差得相应的二次蒸汽温度和汽化热列于下表中。二次蒸汽压强、温度、汽化热' 7效 数123二次蒸汽压强398280

27、18二次蒸汽温度c Ti|Cp i/ kPa(即下一效加热蒸汽温度)143.2130.358二次蒸汽的汽化热(即下一效加热蒸汽温度)21392176.72860(1)各效溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失根据各效的二次蒸汽温度(亦即相同压强下水的沸点)和各效完成液的组成xi，由NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点tA1分别为r i /(kJ / kg)tA2 132 °CtA3 59 C则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为T i/1 tA1 T 1 146143 .22.8 C2 tA1 T 2 132 130.3 1.7 C3 tA3 T 3 59 58 1 C所以2

28、.8 1.7 1 5.5 C各效由于溶液静压强所引起的温度差损失pm318gL21120 9.812429kPa210312909.812293kPa2103根据 Pm P故pm1 398Pm2 2801330 9.81 231kPa2 103根据各效溶液的平均压强，由手册查得对应的饱和温度为T pm1 145.6 CT pm2 132.3 C T pm3 67.1 C 所以 1 T pm1 T 1145 .6143 .22.4c2 Tpm2 T 2132.3 130.3 2.0 C3 Tpm3 T 3 67.1 589.1 C2.4 2.0 9.1 13.4 C(3) 由于不计流体阻力产生压

29、强降所引起的温度差损失则0 C,故各效总的温度差损失为5.5 13.4 18.9 C(4) 各效溶液的沸点和有效总温度差溶液的沸点为ti Ti i111 2.82.45.2 C2221.72.03.7C3331.09.110.1Ct1 143.2 5.2 148.4 Ct2 130.3 3.7 134.0 Ct3 58 10.1 68.1 C有效总温度差t (T1 Tk)由手册查得压强为589kPa时蒸汽的饱和温度为157.7 C,汽化热为 2101.2kJ/kg,所t (157.7 58) 18.9 80.8 以 C3.加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第一效的焓衡算式为：r1 t0

30、t1因沸点进料，故W11 D1一 Fcpor 1r 1虑NaOH水溶液浓缩热的影响，热利用系数1取为1 0.98 0.7(0.125 0.10)0.96252094.1W1 0.9625D10.9485D12138.5第二效的热衡算式为t0 t1为考所以(a)同理,W2所以W2r2t1 t22 W1(Fcpo W1Cpw)r 2r 20.98 0.7(0.174 0.125)0.94570.9457 2138.5W1 (3500 3.77 4.187W1)1489 12462245.62245.60.905W1 44.632(b)同理,第三效的热衡算式为W3W3r312 t33 W2(Fcpo

31、 W1CPW W2cpw)r 3r 30.98 0.7( 0.45 0.115)0.7462198159 00.746 W2 (3500 3.77 4.187W1 4.187W2)1 22700.722W2 77.39 0.019W10.019W2144.922700.753W2 0.019W177.39(c)又WW1 W2 W3 3111联立式(a)、(b)、(c)、(d),解得W11180 kg / hW21132kg/hW3750kg/hD11244 kg / h4.估算蒸发器的传热面积Qi(d)Ki tiQ1D1r 131196 2101.2 10 /36000.70610 Wt1T1

32、t1 157.7 148.4 9.3 CQ2W1r11134 2132 103/36000.99106WS10.70106 241.8mS1800 9.3误差为 骤。t2T2t2 T 1t2 143.2134.09.2 C0.99106S289.7m212009.2Q3W2r2 10712198 103/36000.65 106Wt3T3t3 T 2t3 130.368.162.2 C617.4m2c 0.65 10 S3600 62.2Smin17.41 1Smax89.40.81误差较大。故应调整各效的有效温度差，重复上述计算步5.重新分配各效的有效温度差41.8 9.3 89.7 9.2

33、 亿4 陀228.45m280.7S S1 t1 S2 t2 S3 t3 t重新分配有效温度差，得t 1S1t141.89.3S28.45t 2S2t289.79.3S28.45t 3S3t317.462.213.7 C29.3 CS28.4538.0 C6.重复上述计算步骤(1) 由所求得的各效蒸汽量，求各效溶液的组成，它们分别为X1旦 3500 0.1。0.1479F W13500 1134FxoX2F W1 W2X3 0.89743500 0.103500 1134 10710.2702(2) 计算各效溶液沸点 因末效完成液浓度和二次蒸汽压强不变，各种温度差损失可视为 恒定，故末效溶液的

34、沸点t3仍为144.9 C,而t 3 38.0 C,则第三效加热蒸汽温度(即第二 效二次蒸汽温度)为T3 T 2 t3t 3 68.1 38.0 106.1 C由第二效 的二次蒸 汽温度 T2 106.1 C及X20.2702，查杜林线图得 第二效溶液tA2 128 的C且由于静压强引起的温差损失可视为不变，故第二效溶液的沸点为t2 128 2.0 130 C 同理，t2 130 ，而 t 229.3 CT2 T 1 t2t 2 130 29.3 159.3 C由T 1 143.2 C及X1 0.1479，查杜林线图，得 tA1 146 C则 t1 146 2.4 148.4 C说明溶液的各种

35、温度差损失变化不大，不必重新计算，故有效总温度差仍为t 80.7 C温差重新分配后各效温度情况如下:效数参数123加热蒸汽温度/cT1 157.7T2 159.3T3106.1温度差/ ct113.7t 229.3t 3 38.0溶液沸点/ ct1 148.4t2 130t368.1(3)各效的衡算T 1c159.3 cT 2106.1 CT 358 C第一效10.98r i 2224.6kJ/kgr 22256.3kJ/kgr 32371.5kJ/kg0.7(0.1479 0.10)0.9465(a)Wi 0.9465 2101 Di 0.8939D12224.6第二效W220.98 0.7

36、(0.2702 0.1497)2224.6/0.8957W1 (3500 3.772256.30.89574.187W)148.4 1302256.3(b)0.8525W1 96.38第三效3 0.98 0.7(0.8974 0.2702)0.57102256.3/130 68.1W3 0.5701W1 (3500 3.77 4.187W1 4.187W2)2371.5 2371.50.4801W10.0623W2 196.35(c)W W1 W2 W3 3111(d)联立（a）、（b）、（c）、（d）,解得Wi 1239kg/hW21153kg/hW3719kg/hDi 886kg/h与第一

37、次热量衡算所得结果 W1 1180kg/h ,W2 1132kg/h ,W3 750kg/h比较，其相对误差如下118012390.0511320.0211537500.04719相对误差均小于 算。（4）Q0.05 ,故计算的各效蒸发量 W结果合理。其各效溶液浓度无明显变化,不必再计算蒸发器的传热面积1 = Dtr 1 = 886 X 2101.2 X 103/3600 = 0.51 t1 = 13.7 °CX106 w1 = 0.51 106 = 20.7 m 2 1800 13.7=W1r 1 = 1153 X 2224.6 X 103/3600 = 0.71Q 2 t2 =

38、29.3 CX106 wX106 wS = U01 = 20.2m 2 1200 29.3Q = W22 = 719 X 2256.3 X 103/3600 =0.45 13 =38.0 CS3 = 0.45 10= 19.7 m 2600 38.0误差1 - Smin = 1 - 197 = 0.048< 0.05,试差结果合理，取平均面积 S = 20.2 m 2S max20. 7第二节蒸发器的主要结构尺寸计算下面以中央循环管式蒸发器为例介绍蒸发器主要结构尺寸的设计极端方法。蒸发器主体为加热室和分离室。加热室由直立的结热管束所组成，管束中间为一根直径较 大的中央循环管。分离室是汽液

39、分离的空间。蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的 直径及高度；加热管与循环管的规格、长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于 工艺计算结果，主要是传热面积。(一) 加热管的选择和管数的初步估计蒸发器的结热管通常选用25mm 2.5mm、 38mm 2.5mm、 57mm 3.5mm等几种规格的无缝钢管。加热管的长度一般为0.62m但也有选用2m以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结 垢的难易程度、溶液的起泡器和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和易起泡沫溶液的蒸发宜选 用短管。当加热管的规格与长度确立后，可由下式初步估计所需的管子数nSn(2-1 )n时的官场应用do(L 0.1)式

40、中 S 蒸发器的传热面积，m2由前面的工艺计算决定;do 加热管外径，mL 加热管长度，m因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算(L-0.1 )为完成传热任务所需的最小实际管束n只有在管板上排列加热管后才能确定(二) 循环管的选择蒸发管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。中央循环管式蒸发器的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计算。循环管内径以表示，n贝UD1-D2(0.4 1) n d2i44所以D1 (0.4 1) ndi(2-2)对于加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出D1后，应从管规格表中选取管径相近的标

41、准管。只要n与n相差不大，循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热器相等。循环管的表面积不计入传热 面积中。(三) 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、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆。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 一般为加热管外径的1.251.5倍。目前在换热器 设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，形影的管心距则是确定值。表1摘录了管心距的数据，设计时可选用。加热管外径d。/ mm19253857管心距t/ mm25324870加热室内径和加热管数采用作图法来确定

42、，具体做法是：先计算管束中心线上管数 子按正三角形排列时，nc 1.1, n ;管子按正方形排列时， nc 1.19，式中n为总加热管数。初估加热室内径作为加热室内径，并以该内径和循环管作 同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画得的管数n必须大于初估值n，若不满足，应选一设备内径，重新作图，直至合适。壳体标准尺寸见表2壳体内径/mm400 700800 10001100 15001600 2000最小壁厚/mm8101214这种作图方法简便易行，且在确定加热室内径的同时就确定了加热管的数目(四) 分离室直径与高度的确定分离室的直径与高度取决于分离室的体积，而分离室的体积

43、又与二次蒸汽的体积流量及蒸 汽体积强度有关。分离室体积V计算为(2-3)V d2h式中V 4分离室的体积，m3W 某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h 某效蒸发器二次蒸汽的密度，kg/m3U 蒸发体积强度，m /(ms);即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量33般允许值为U 1.11.5m /(m .S)。根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽蒸发量，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。

44、确定了分离室的体积，其高度与直径符合 V _d2H关系。确定高度与直径应考虑以下原 则：4(1) 分离室的高度与直径之比H 12。对于中央循环管式蒸发器，其分D离室高一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，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，分离室的直径应尽量与加热室相同，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。三.实际计算(一) 、加热管的选择和管数的初步估计蒸发器加热管选取：L 1.5m，57 3.5mm的无缝钢管2S 75.6mS-蒸发器的传热面积，mL 1.5mL-加热管长度，mdo 0

45、.057m d0-加热管外径m当加热管的规格与长度确立后，可由下式初步估算所需管子数n' 因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算n'时的管长应用（L0.1）m.302根40%-100%加热管的总截s 75.6d0(L 0.1)3.14 0.057(1.5 0.1)（二）、循环管的选择中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的面积可按n'计算。循环管内径以取加热管的面积70%则D1表示，对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数,2 ' 2D(40% 100%)n dj44D1. 0.7n'di0.7 302 0.057 0.

46、829m选取管子的直径为：1400 8mm循环管管长与加热管管长相同为0.829m（三）、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、数目及在管板撒谎能够的排列方式 加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。查表4-4，加热管的管心距t 70mm管子按正三角形排列，管束中心线上管数 nc1.1 n1.1 . 30219根初步估算加热室内径，即Di叭1)2b'其中 b'(11.5)d。取b'1.5d0。则Di70 (191)2 1.5571431mm查国家标准压力容器公称直径表和表4-5选取加热室壳体内径2000m m，壁厚14

47、mm按加热管的排列方式和管心距作图通过作图，求得加热管数n 813根，而初步估算n' 834根 其相对误差1 8130.00490.05809所以误差不大，计算合理，所以循环管的规格一次选定1400 8mm（四）、分离室直径与高度的确定分离室的直径与高度取决于分离室的体积，而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。分离室体积的计算式为W3600 U式中v-分离室的体积，m；W-某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; -某效蒸发器二次蒸汽密度，Kg/m3U -蒸发体积强度，m/(m3.s);。一般用允许值为1.11.5m3/(m3.s)为方便起见，各效分离室的尺寸取一致。分离

48、室体积宜取其中较大者蒸发强度选U1.2m3 /(m3.s)因为末效体积最大，故分离室体力为W33600 3U20093600 0.1239 1.23.753m3确定了分离室的体积，其高度与直径符合下列关系,V - d2h4利用此关系确定高度和直径时应考虑如下原则：(1) 分离室的高度与直径之比 1 2。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小D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。故选D 2.0mD

49、1200 mmH 3.02mH 3020mm(五) 接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算式中乂-流体的体积流量m3/s；U -流体的适宜流速m/s ，估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管(一)溶液的进出口对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，各效设备尺寸一致，根据第一效溶液流量确定 接管。取流体的流速为0.8 m/s ；d11014 3.14 0.84 8500/36000.0609m所以取 65 3.5mm规格管。效体积流量最大，故(二)加热蒸气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。第III0.0320md 4Vs 4 2345/36002

50、u 1014 3.14 0.8所以取35 4.5mm规格管。(三)冷凝水出口,i'4VS14 2438/3600d3S0.034 m.u ' 926 3.14 0.8所以取40 3.5mm规格管。第四章蒸发装置的辅助设备一、气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是为了防止损 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。选择惯性式除沫器，其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。在惯性式除沫器的主要尺寸关系：D0二次蒸汽的管径，mDo D1Di：D2：D31:1.5 : 2H D3h (0.4 0.5)D