内蒙古工业大学化工原理蒸发器课程设计

1、内蒙古工业大学本科课程设计说明书第1章 蒸发方案设计1.1蒸发操作条件的确定蒸发操作条件主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定。正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。加热蒸汽的确定需要考虑加热蒸汽温度的上限和下限。被蒸发的溶液有一个最高的蒸发温度，超过此温度蒸发就物料就会变质，破坏和分解，这是确定加热蒸气压强的一个依据。蒸发是一个消耗大量加热蒸气而又产生大量二次蒸气的过程。从节能观点出发，应分充利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽，这样既可以减少锅炉产生蒸汽和蒸汽的消耗量，又可减速少末效进入冷凝器的二次蒸

2、气量，提高了蒸汽利用率。因此，我们应该尽可能采用温度较高的蒸汽。通常所用饱和蒸汽的温度不超过180，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费。一般的加热蒸汽压强在500700范围内，最高不超过800，本设计加热蒸汽压强选用600。1.2冷凝器操作压强的确定若第一效用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或真空蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作。此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。但对于那些热敏性物料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用。对

3、混合式冷凝器，其最大的真空度取决于冷凝器内的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为8090。本设计冷凝器压强采用30。1.3 进料状况采用沸点进料，操作简单。1.4蒸发器的类型及其选择在化工生产中，大多数蒸发器都是利用饱和水蒸汽作为加热介质，因而蒸发器中热交换的一方是饱和水蒸汽冷凝，另一方是溶液的沸腾，所以传热的关键在于料液沸腾一侧。为了适应各种不同物性物料的蒸发浓缩，出现了各种不同结构型式的蒸发器，而且随着生产，技术的发展，其结构在不断改进。工业中常用的间壁式传热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型（中央循环管式，悬筐式，外加热型，列文式，强制循环形等）和单程型（升膜式，

4、降膜式，升降膜式，刮板式等）两大类型。蒸发器在结构上必须有利于过程的进行，为此在选用时应考虑以下原则：1.尽量保证较大的传热系数，满足生产工艺的要求；2.生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上垢层的生成；3.构造简单，操作维修和清洗方便，造价低，使用寿命长；4.能适应所蒸发物料的一些工艺特性（如粘度，起泡性，热敏性，结垢性，腐蚀性等）。具体选用时应根据实际情况，考虑主要影响因素进行设计。本设计采用中央循环管式蒸发器。中央循环管式蒸发器结构紧凑，制造方便，操作可靠，故在工业上应用广泛，有所谓标准蒸发器。但设备的清洗和检修不够方便。1.5蒸发器效数的选择为充分利用热能，为提高热能利用效率，生

5、产中一般采用多效蒸发，但并不是效数越多越好，效数的选择受经济上和技术上的限制。经济上的限制是指效数超过一定数时经济上不合算。多效蒸发中，随效数的增加，总蒸发量相同时所需蒸汽量减少，使蒸汽用量减少，使操作费用降低。但随效数增加，设备费成倍增长，而所节省的蒸汽量愈来愈少，所以无限制增加效数已无实际意义，最适宜的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。技术上的限制是指效数过多，蒸发操作难于进行。一般工业秤中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总温度差为一定值。在效数增加时，由于各效温差损失之和的增加，使总有效温差减小，分配到各效的有效温差小到无法保证各效发生正常

6、的沸腾状态时，蒸发操将无法进行下去。综合考虑经济上和技术上的限制，本设计蒸发器效数采用3效。1.6蒸发流程的选择多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。并流法变称顺流法，其料液和蒸汽呈并流。并流蒸发的优点有：（1）溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，料液能自动从前效进入后效，可省去输料泵；（2）前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过渡热状态，可以产生自蒸发；（3）操作简便，工艺条件稳定。缺点：随着溶液从前一效遂效流向后面各效，其组成增高，而温度反而降低，致使溶液的黏度增加，蒸发器的传热系数下降，所以对于随组成增加粘度变化很大的

7、料液不宜采用并流。逆流法溶液溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽从第一效加入，料液从最后一效加入。逆流法的优点是：随溶液的组成沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。因此因组成增高使黏度增大的影响大致与因温度升高使黏度降低的影响相抵，故各效溶液的黏度较为接近，各效的传热系数也大致相同。平流法即各效都加入料液。此法除可用于有结晶析出的料液外，还可用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。错流法变称混流法，它是并逆流的结合。其特点是兼有并逆流的优点而避免其缺点，但操作复杂，控制困难，应用不多。本设计蒸发流程采用并流模式。第2章 蒸发过程工艺计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）消耗量，各效水

8、分（或溶剂）蒸发量及各效的传热面积。算的已知参数为：流液的流量，温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽压强和冷凝器中的压强等。计算的基本依据是物料衡算，热量衡算，传热速率方程三个基本关系。计算常采用试差法，其计算步骤如下：（1）根据工艺要求及溶液的性质， 确定蒸发的操作条件，蒸发器的形式，流程和效数；（2）根据生产经验算据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度；（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的传热面积。若法语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

9、复（3）（5），直到所求得的各效传热面积满足要求为止。2.1 各效蒸发量和完成液组成的估算本设计的操作条件是：（1）NaOH水溶液处理量38.5kt/a，原料液的浓度为11%。完成液浓度为30%；用三效并流蒸发装置，每小时将5347.22kg浓度为11%的NaOH浓缩为30%，原料液温度为第I效的沸点。（2）加热蒸汽压强为600，冷凝器的压强为30。（3）各效蒸发器的总传热系数：=1500 W/（·），=1000 W/（·），=600 W/（·）。2.1.1 各效蒸发量和完成液浓度的估算：总蒸发量： （2-1）W:蒸发出的水量，F原料液流量，原料液初始浓度，完成液

10、浓度。采用三效蒸发：n35347.22 假设各效蒸发量相等，即：=1：1：1 3386.57/31128.5kg/h 因而初估各效完成液的浓度为： （2-2） 第I效完成液的浓度：13.94% ； 第II效完成液的浓度：19.04%；第III效完成液的浓度：30%。2.1.2 估算各效二次蒸汽温度为求各效溶液沸点,需假定压强。一般加热蒸汽压强和冷凝器操作压强是已知的，其他各效二次蒸汽的压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定，即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差为： （2-3）故第效二次蒸汽压强： （2-4）190；600190410；6002×190220 ；6003×1

11、9030。将各效二次蒸汽的压力、附录中查到相应的二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热列于下表中：表2-1 各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热效次二次蒸汽的压力， 41022030二次蒸汽的温度,（即下一效蒸汽的温度）144.2612366.5二次蒸汽的汽化潜热，/(即下一效加热蒸汽的汽化潜热)2135.882177.722333.72.1.3 计算各效传热温度差各效传热温度差计算式为：=，=+ （2-5）式中为前一效二次蒸汽温度（即第效加热蒸汽温度），为第效溶液沸点，为第效二次蒸汽温度，为第效温差损失。各效温差损失： （2-6）（1）由于溶液中含有不挥发溶质所引起的沸点升高：

12、=-式中：为与溶液压力相等时水的沸点，为第效溶液的沸点。（2）由于液柱静压头引起的沸点升高某些蒸发器操作时，器内需维持一定液位，因而溶液内部压强大于液面压强，致使实际沸点较液面为高，两者之差即为因溶液静压强一起的温差损失。为简便计算溶液内部沸点升高按液面与底层的平均压强下水的沸点和二次蒸汽压强下水的沸点差估算。平均压强按静力学方程式计算：=+ ，则： = （2-7）式中：为蒸发器中液面与底层的平均压强，； 为对应下水的沸点，； 为二次蒸汽（即液面处）的压强，； 为对应p下水的沸点，； 为溶液的平均密度，； L为液层高度，。（3）由于管道流动阻力产生的沸点升高在多数蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效

13、加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温差损失即为。根据经验，一般取=1。2.2 计算过程2.2.1 各效二次蒸汽温度查NaOH水溶液浓度和密度表得各效蒸发器中溶液的平均密度见下表:表 2-2 各效二次蒸发器中溶液的平均密度效次溶液的浓度13.94%19.04%30%溶液的密度×103kg/m31.151.211.33对于NaOH水溶液可采用杜林经验公式计算：（1）+m0.142+150.752.71 （2-8）各效完成液浓度。所以得出：（k1）+m0.142+150.752.71=0.142×13.94%×144.26+150

14、.75×38.94%×38.94%2.71×13.94%5.41；同理得出=8.27，=15.59。计算由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失， （2-9）查表得出在各个状态下溶液的平均密度为，。得出：；。对应的，所以，。故；。2.2.2 计算传热温度差 各效传热温度差计算式为， （2-10）式中：第效二次蒸汽的温度；第效溶液的沸点。，；，；，将各效溶液的沸点列于下表中： 表2-3 各效溶液沸点效次溶液（温度）沸点，151.31133.4791.392.2.3 求各效蒸汽用量及各效蒸发量考虑溶液的稀释热,引入热利用系数 （2-11）第效：因沸点进料，故 =热利用系

15、数0.980.7=0.980.7（13.94%11%）=0.96查水蒸气表得:压力为600KPa的加热蒸汽的汽化热=2091.1,=151.31的二次蒸汽的汽化热=2135.88。则 = = =0.94 第效:引入热利用系数：热利用系数=0.980.7=0.980.7（19.04%13.94%）=0.93第效中溶液沸点=133.47的二次蒸汽的汽化热=2177.72，无额外蒸汽引出，=2135.88，已知/(kg·)，/(kg·)。则：( =0.93（5347.223.7-4.174） =0.88+158.84 第效:热利用系数=0.980.7=0.980.7（30%19.

16、04%）=0.90第效中溶液沸点=91.39的二次蒸汽的汽化热=2333.7，无额外蒸汽引出，=2177.72,则()=0.90（5347.223.74.1744.174）=0.760.077+321.07 +=5347.22，联立得出：=1199.9，=1127.9，=1151.4，=1107.3。2.2.4计算传热面积=误差为，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。2.3 重新计算过程2.3.1 有效温度差的重新分配=重复上述计算过程：=30%将各效加热蒸汽的温度、有效温差及料液温度（沸点）列入下表中： 表2-4 各效加热蒸汽的温度、有效温差及料液温度（沸点）效次加热蒸汽温度

17、Ti，158.7138.62116.56有效温度差，10.1014.5225.17料液温度（溶液沸点），148.6124.191.392.3.2 重新求算各效溶液沸点因为末效完成也浓度和二次蒸汽的压力均不变，各效温度差损失也可视为恒定，故末效溶液的温度仍为，则第效加热蒸汽的温度（也即第效二次蒸汽的温度）为。由第效二次蒸汽的温度116.56及第效料液的浓度19.17%可得出第效情况下水的沸点，得出第效溶液沸点为。根据经验公式第效料液的沸点可以直接用。2.3.3 求算各效蒸汽用量及各效蒸发量各效对应温度下的汽化热见下表：表2-5 各效对应温度下汽化热效次二次蒸汽的温度，138.62116.5666

18、.5二次蒸汽的汽化热，kj/kg 2152.72214.62339.74第效：热利用系数0.980.7=0.98-0.7（13.94%11%）=0.96所以得出 = = =0.93 第效：热利用系数=0.980.7=则( =第效:热利用系数=0.980.7=则()= += 3386.57联立有，解得,。2.3.4 计算蒸发量相对误差各项误差均小于，所以计算符合要求。2.3.5 求各效传热面积=相对误差: ，计算有效。平均，取将所有计算结果列入下表中：表2-6 蒸发器有关计算数据汇总效次冷凝器加热蒸汽温度，158.7138.62116.56操作压力，3030溶液温度，148.6124.191.3

19、9完成液浓度13.94%19.17%30%蒸发量，kg/h1130.291152.251086.95蒸汽消耗量，kg/h1215.37传热面积，m246.5946.5546.93第3章 蒸发器工艺尺寸的设计中央循环管式蒸发器式蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间，其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。3.1 加热管的选择和管束的初步估计3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计加热管通常选用25×2.5mm

20、，38×2.5mm，57×3.5mm等几种规格的无缝钢管，长度一般为0.6-6m。管子长度的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。易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本设计加热管选用38×2.5mm，长为3m。当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数n： （3-1）式中： S为蒸发器的传热面积，m2 ，由前面的工艺计算决定； d0为加热管的外径，m； L为加热管长度，m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算n时管长用（L-0.1）m。为完成传热任务所需的最小实际管数n只有在管板上排列加热管后才确定。n=1

21、503.1.2 循环管的选择 循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积的40%-100%，若以D1表示循环管内径，则: =（0.41） (3-2)因而： 对面积较小的蒸发器，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准管，只要n与n相差不大，循环管的规格可一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积。循环管选取325×11mm的无缝不锈钢管。3.1.3 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，数目及在管板上的排列方式有正三角形，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

22、线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25-1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。管心距值见表3-1。表3-1 不同加热管尺寸的管心距加热管外径d0，mm19253857管心距t，mm25324870加热室内径和加热管数采用做图法来确定,具体做法是；先计算管束中心线上管束nc：管子按正三角形排列时,nc=1.1；管子按正方形排列时，nc=1.19。式中n为总加热管数。本设计采用正三角形排列加热管，即nc=1.1=1.1×=13.47=1.5×38=57mm=t(-1)+2=48×(141)+2×5

23、7=738mm根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一内径作为加热室内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图所得管数n必须大于初估值n，如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适为止。壳体内径的标准尺寸列于表3-2。表3-2 壳体的尺寸标准壳体内径mm400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚mm8101214根据表3-2列表,本设计选取加热室壳体内径为800 mm，壁厚为10 mm。3.1.4 分离室直径与高度的确定分离室的直径和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

24、的强度有关。分离室体积V的计算公式为：m3 (3-3)式中：W某效蒸发的二次蒸汽量，kg/h； 某二次蒸发的二次蒸汽密度，kg/m3； U蒸发体积强度，m3/(m3·s)，一般允许值为1.1-1.5m/s。根据由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的U值，即可得V。但各效二次蒸汽量，密度不同，按上式计算得到V值也不同，通常末效最大。为方便计，各效分离室可取一致，分离室估积宜取其中较大者。各效蒸汽的密度见表3-3。表3-3 各效蒸汽的密度值效次第I效第II效第III效二次蒸汽温度，138.62116.5666.5密度，kg/m31.891.010.17将各值代入上述公式得： U

25、取1.2 m/s。=0.14 m3；=0.26 m3；=1.48 m3。分离室体积取其中较大者,V=1.48 m3分离室体积确定后，其高度H与直径D符合下列关系：V= (3-4)确定高度与直径时应考虑以下原则： （1） 分离室的高度与直径之比H:D =12。对中央循环管式蒸发器，其分离室高一般不小于1.8m，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将导致雾沫夹带现象严重；（2） 在条件允许时，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使加热室结构简单，制造方便；（3） 高度和直径都适于施工现场的安放。本设计选取H:D=1.88设分离是直径D=1m，则H =所以本设计取：H

26、=1.88m1900mmD=1000mm3.2接管尺寸的确定3.2.1溶液的进出口 对于并流加料的三效蒸发,第一效溶液的流量最大,若各效设备采用统一尺寸,应根据第一效溶液流量来确定接管。管径的计算公式为： d= (3-5)式中：为第一效溶液的体积流量； u为溶液的流速（u=0.81.5m/s）考虑。设计时进出口直径可取为一致。本设计取u=1.5m/s，=kg/m3则d=33mm，查表得出蒸发器溶液进出口管选取40×3mm的不锈钢无缝钢管。3.2.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口 若各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，饱和蒸汽适宜流速u=2040m/s。计算公式同溶液进出

27、口计算公式一样，加热蒸汽进口，取二次蒸汽流速为u=30m/s：=0.178/s=0.311/s =1.882/s加热蒸汽体积流量取其中较大者，V=1.882/s则：d=244.8mm，加热蒸汽进口管取245×10mm的不锈钢无缝钢管。二次蒸汽出口：=0.1661/s =0.3169/s=1.7761/s二次蒸汽体积流量取其中较大者,V=1.7761/s，则：d=237.83mm二次蒸汽出口同样选取245×10mm不锈钢无缝钢管。3.2.3冷凝水出口由于冷凝水自然流出，所以冷凝水的排出属于自然流动， u=0.08-0.16m/s,接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。取u=

28、0.1m/s则: d=63.9mm冷凝水出口管取70×3mm的不锈钢无缝钢管。第4章 蒸发装置辅助设备的设计蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器，还需要真空泵，疏水器等辅助设备。41蒸汽冷凝器411冷凝器主要类型蒸汽冷凝的作用是用冷凝水将二次蒸汽冷凝。冷凝器分为直接冷凝器和间接冷凝器。间接冷凝器价格昂贵，用水量大。当二次蒸汽为水蒸汽不需要加收时，可采用直接接触式冷凝器。直接接触式冷凝器的冷凝效果好，结构简单，操作方便，价格低廉，因此在本设计中选用直接接触式冷凝器。直接接触式冷凝器有多孔板式，水帘式，填充塔式及水喷射式等。多层多孔板式是目前广泛使用的型式之一。冷凝器内部装有4-9块不等

29、距的多孔板，冷凝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，二次蒸汽在折流过程中压降增大，所以有时也采用压降较小的单层多孔板式冷凝器，但冷凝效果差。填充式冷凝是在冷凝器内装有3-4对固定的圆形和环形隔板，使冷水与二次蒸汽在填料表面接触，提高了冷凝效果。适用于二次蒸汽量较大的情况及冷凝具有腐蚀性的气体。水喷射式冷凝器的工作原理是冷凝水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝，不凝汽也随冷凝水由排出管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可造成和保持系统的真空度，但单位二次蒸汽所需的冷凝水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。各种形式蒸汽冷凝器的性能见表4-1。表4-1

30、各种形式冷凝器的性能表项目形式多层多孔板车单层多孔板式水帘式填充塔式水喷射式水气接触面积大较小较大大最大压强降，Pa1067-2000小1333-3333较小大塔径范围大小均可不宜过大350mm100mm二次蒸汽量2t/h结构与要求较简单简单较简单，安装有一定要求简单不简单，加工有一定要求水量较大较大较大较大最大孔易堵塞适于腐蚀性蒸汽412冷凝器的设计与选用本设计选用水喷射冷凝器。4121工作水量的计算 计算式 （4-1）式中： W冷凝水用量，kg/h； D冷凝蒸汽量，kg/h； I蒸汽的焓，kj/kg； ,冷却水进出口温度，； 冷却水平均比热，kj/（kg·）。查得：66.5时蒸汽

31、的焓值I=2621.6kj/kg，=4.174 kj/（kg·），=30，=63.2，D=1215.37 kg/h。=20678kg/h。4.1.2.2 喷射器结构尺寸计算（1）喷嘴数n及喷嘴直径通过一个喷嘴的水的流速为：= （4-2）式中：工作水通过喷嘴的压强降，Pa ； 水的密度，kg/； 流量系数，可取0.930.96。喷嘴直径在水质清洁时可取58mm，一般为1222mm即可，选定直径后，喷嘴个数的确定： （4-3） 取=979.5 kg/，=0.93，=（300-30）kPa， W=20678kg/h，=14mm=0.93×=23.47m/s。，n=4 （2）文氏管

32、喉部直径 (4-4)式中。（3） 水喷射气其他各部尺寸的选取范围文氏管喉管长度：=（24）文氏管收缩口直径：=（1.581.78）文氏管收缩段长度：=（1.75.15）（）文氏管收缩角度：=1°1左右文氏管扩散段直径：=1.78文氏管扩散段长度：=（415）（）文氏管扩散段角度：=3°左右进水管直径与进蒸汽管直径可按一般原则计算，但管内水流速不宜太高，否则电耗增大，当真空度在7395kPa时，其最大流速为70120不等。所以最大流速为80m/s。详见后面表格。（4） 射流长度的决定喷射水的射流长度，是指喷射嘴出口处到聚焦点的水柱长度。该长度愈长，汽室就要愈高。喷射冷凝器的射

33、流长度与喷嘴直径关系大致如下：表4-2 喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径关系喷嘴直径，mm喷射水流长度，mm16201215581500200012001500200500所以喷嘴直径为14mm，喷射水流长度为1400mm。4.2气液分离器蒸汽操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。其类型较多，在分离室顶部设置的有简易式，惯性式及网式除沫器等。本设计使用惯性式除沫器。惯性式除沫器的主要尺寸按下列关系确定：，=1:1.5:2H=，h =（0.40.5）式中：二次蒸汽的管径，m； 除沫器内管的直径，m； 除沫器外罩管的直径，m； -除沫器的外壳直径，m； H除沫器的总高度，m； h除沫器内管顶部与器顶的距离，m。因为=245mm=0.245m，=0.245m，=0.368m，=0.490m，H=0.490m，h=0.098m。最终选定标准为=245×10mm不锈钢无缝钢管，=377×9mm不锈钢无缝钢管，=500×9mm不锈钢无缝钢管。第5章 设计结果汇总5.1 蒸发器整体设