四效蒸发器设计

1、四效蒸发器设计2第一章前言1.1.1蒸发及蒸发流程1.1.2蒸发操作的分类1.1.3蒸发操作的特点1.1.4蒸发设备一蒸发器1.1.5蒸发设备的要求1.1.6蒸发设备的选型概述§§§§§§§1.1第二章蒸发器装置设计任务§2.1设计题目.2设计任务及操作条件§2.3设备型号第三章蒸发工艺设计计算§3.1各效蒸发量和完成液浓度的计算§3.2各效溶液沸点和有效温度差的确定§3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失§3.2.2各效由于溶液静压强所因引起的温度差

2、损失§3. 2.3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失§3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算§ 34蒸发器的传热面积§ 3.5有效温差的再分配§3.5.1重新分配各效的有效温度差11§35. 2重复上述计算步骤11§3.6计算结果列表14第四章蒸发器工艺尺寸计算1414§4.1.1加热管的选择和管数的初步估计14§4.1.2循环管的选择15§3.1.3加热室直径及加热管数目的确定15§4.1.4分离室直径与高度的确定15§4.1加热管的选择和管数的初步估计15&#

3、167;4.2接管尺寸的确定§4.2 .1溶液进出16§4.2 .2加热蒸气进口与二次蒸汽出口16§4.2 .3冷凝水出口16第五章蒸发装置的辅助设备16§5.1气液分离器16§5.2蒸汽冷凝器17§5.2.1冷却水量 §5.2.2计算冷凝器的直径§5.2.3淋水板的设计1718§5.3泵的选型18第六章第七章第八章§5.3.1离心泵的选择§532预热器的选择主要设备强度计算及校核 参考文献课程设计心得1818182021希腊字母:符号说明c 比热容，KJ/(Kg.h)d管径，mD直径

4、，mD一一加热蒸汽消耗量，Kg/hfFa 对流传热系数，W /m2. C温度差损失，Cn误差，n热损失系数，-校正系数，n阻力系数，-进料量，Kg/h入一导热系数，W /m2. C-重力加速度，9.81m/s2粘度，Pa.s-高度，mP密度，Kg/m3-高度，m刀一加和-杜林线斜率系数-总传热系数，W/m2.C-液面咼度，m下标：1,2,3 -一效数的序号，0进料的-加热管长度，mn第n效-淋水板间距，mi内侧-效数m平均-压强，Pao外侧-热通量，W/m2P压强-传热速率，Ws污垢的-汽化潜热，KJ/Kgw水的-热阻，m2.C /Ww壁面的-传热面积，m2W蒸发量，Kg/h-管心距， mW质

5、量流量，Kg/h-蒸汽温度，C上标：二次蒸汽的-流速，m/s上标：因溶液蒸汽压而引起的-蒸发强度，Kg/m2.h上标：因液柱静压强而引起的-体积流量，m3/h上标：:因流体阻力损失而引起的-溶剂的百分质量，knTVKLLLg hP qQS trRuUx第一章刖言§.1概述§1.1.1蒸发及蒸发流程蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部 分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。元操作。1、蒸发的目的是为了使溶液中的溶剂汽化，故溶剂应具有挥发性而溶液中的溶质则是不挥发的。 蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性质的水溶液，是化工，医药，食品等

6、工业中较为常见的单 化工生产中蒸发主要用于以下几种目的：获得浓缩的溶液产品。将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用于获取固体产品。脱除杂质获得纯净的溶剂或半成品。蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称为一次蒸汽，从溶液 蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。§1.1.2蒸发操作的分类按操作方式可分为连续式或间歇式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作过程。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，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的蒸发器作为加热 蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸

7、发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得 到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。按操作压力可以分为常压、加压和减压蒸发。在加压蒸发中，所得到的二次蒸气温度较高，可作 为下一效的加热蒸汽加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作， 而后效则在真空下操作。§1.1.3蒸发操作的特点从上述对蒸发过程的简单介绍可看出：常见的蒸发，实质上是在间壁两侧分别有蒸汽冷凝和液 体沸腾的传热过程。所以，蒸发器也就是一种换热器。然而，与一般的传热过程相比，蒸发需要注 意以下特点。沸点升高 蒸发的物料是溶有不挥发性的溶质的溶液，又乌拉尔定律可知；在相同温度下，其 蒸汽压较纯溶剂为低，

8、因此，在相同压力下，溶液的沸点就高于纯溶剂的沸点。当加热蒸汽温度一 定时，蒸发溶液时的传热温度差就比蒸发纯溶剂时为小，而溶液的浓度越大，这种影响也越显著。节约能源蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能结垢或者析出结 晶；有些热敏性物料在高温下易分解变质等。如何根据物料的这些特性和工艺要求，选择适宜的蒸 发方法和设备，也是蒸发所必须考虑的问题。4蒸发设备一蒸发器蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排 出二次蒸气，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。蒸发的主体设备是蒸发器，它主要

9、由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一 步分离的除沫器，和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。兹分述如下：由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结00构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，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本相同，接近完成液的浓度且操作稳 定。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(2)单程型蒸发器特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。溶液停留时间短，故特别适用于热敏 性物料的 蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大

10、。但设计或操作不当时不易成膜，热流量将明 显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。A升膜式蒸发器B降膜式蒸发器C刮板式蒸发器5蒸发设备的要求蒸发设备的种类很多，但无论何种类型的蒸发设备，在构造上必须有利于过程的进行。因此设计蒸 发设备时应考虑以下几个因素：1、尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证设备具有较大的传热系数2、能适应溶液的某些特性，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等；3、能完善汽化、液的分离；4、能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。1、2、3、从机械的工艺性、设备的投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备的设计还应满足以下几项要求：设备的材料消耗少，制造、安装方便合理

11、；设备的检修和清洗方便，使用寿命长；有足够的机械强度。蒸发设备的选型1、料液的性3、利用本次设计要求采用的是四效中央循环管式蒸发器：在选型时应考虑的主要因素有： 质；2、工程技术要求，如处理量、蒸发量，安装现场的面积和高度、连续或间歇生产等; 的热源的冷却的情况；4、物料的黏度随蒸发过程中溶液温度、浓度的变化情况等。结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管内液 体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的 循环流动提高了沸腾表面传

12、热系数，强化了蒸发过程。这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%100%;加热管的高度一般为14m；加热管径多为2575mm之间。但实际上，由于结构上的限制，其循 环速度一般在0.40.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。第二节蒸发装置设计任务§.1设计题目NaOH水溶液蒸发装置是设计§.2设计任务及操作条件1）设计任务 处理量（ 料液浓度 产品浓度Fo): 25000( Kg/h) (Xo)： 10% 质

13、量分率(X4);50% 质量分率177.67 C。加热蒸汽温度（T1S）：2）操作条件加料方式：四效并流加料原料液温度：20 C。各效蒸发器中溶液的平均密度:1.13188g/l末效冷凝器的温度 T4S： 60.1 C。m1m21.17510g /Im31.2629g/lm41.5253g/l冷凝器压强为：20K Pa (绝压)=3400W*m2K-1K2 =2700W*m2K-1K4=1500W*m2 K-1第三章蒸发工艺设计计算加热蒸汽压强：950KPa （绝压） 各效蒸发器的总传热系数：K1K3=2000W*m2 K-1传热面积相等§2.3设备型号：中央循环管式蒸发器图1四效并

14、流蒸发器§3.1各效蒸发量和完成液浓度的计算四效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。 计算的主要项目有:加热蒸气的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的参数有：料液的流量、温度和浓 度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。,蒸发蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法： 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强） 器的形式、流程和效数。(2)(3)(4)(5)根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。 根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。 根据蒸

15、发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。根据传热速率方程计算各效的传热面积。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），直到所求得各效传热面积误差小于5%为止。物料衡算：由 FX0 =（ F W）X4 得 W = F （ FX0/X4）W 25000 （25000 吐）20000kg/h代入数据计算总蒸发量：0-50并流加料蒸发中无额外蒸汽引出，可设W=W1+W2+W3 +W4=4.6W1=20000kg/hW1 : W2 : W3 : W4 = 1 : 1.1 : 1.2： 1.3 而由以上三式可得：W1=4347.83kg/hW2=4782.

16、61kg/hW3=5217.3kg/hW4=5652.17kg/h再由公式 FX0 =XiX2(F W1 W2 一Wi) Xi (i > 2)得:FX025000 .01 0.12125000 .010.158F W 25000 4347.83FW2 25000 4347.83 4782.61FXo25000 .01X3 FW2 W3 25000 4347.83 4782.61 5217.30.235X4=0.5§.2各效溶液沸点和有效温度差的确定各效的二次蒸汽压使用经验公式估算，最简便的估算方法是设各效间的压强降相等,则总压强差为:P P。R 950 20 930KFaF V

17、 232.5KPa各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强:P1/= P0 Pi =950-232.5=717.5 KPaP2/ = P0 2 Pi =950-2232.5=485 KPaP3/= P03 Pi = 950-3232.5=252.5KPaP4/= P0 4 Pi = 950-4232.5=20K Pa由各效的二次蒸汽压强从（化工原理第三版上册附录8.9查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中第一效第二效第三效第四效二次蒸汽压强Pi/（K Pa）717.5485252.520二次蒸汽温度Ti/（ C ）（即下一效加热蒸汽温度）166150.7127.860.1二次蒸汽的汽化潜热（即

18、下一效 加热蒸汽的ri/）2068.52116.82184.52355多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算:有效总温度差t (Ti Tk)式中t 有效总温度差，为各效有效温度差之和，C。Ti第一效加热蒸气的温度，C。Tk冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度，C。总的温度差损失，为各效温度差损失之和，C,式中其中-由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，C, -由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失，C,一由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，C,§ 3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失根据Ti/（即相间压强下水的沸点）和各效完成液浓度Xi由化工原理P25

19、2NaOH水溶液的杜林线tA1T1'1681662 ctA2T2'154150.73.3 ctA3T3'135127.87.2 ctA4T4'9660.135.9 c23.37.235.948.4 c1234式中Pav蒸发器中液面和底层的平均压强,KPaP/二次蒸气的压强，即液面处的压强, 溶液的平均密度，L -液层高度g-重力加速度，PavP' -av根据2 .取液位高度为2米由NaOH水溶液比重图可得下列数据：NaOH水溶液密度（Kg/m3）1.13188g/lKPaPw1Pw2Pw3P'm1m2m3P3P41.17510g /I1.2629

20、g/l1.5253g/lm1gL2 m2gL2 m3gL2 m4gL2m4717.51.3188 9.81 2730.8KPa2485 皿3 498.8KPa2252.52629 9.81 2267.4KPa220 “253 9.81 237.96KPa图查得各效溶液的沸点tAi分别为：tB1 168 ctB2 154 c tB3 135 tB4 96则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为得：§.2.2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失为简便起见，日夜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：PavP'晋P226 查根据各效溶液平均压

21、力从化工原理第三版上册陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋主编 得对应的饱和溶液温度为：T' Pav1 166.7 CT'pav2 151.75CT'paV3 129.66 CT'paV4 74.64 C根据： /= T/ Pav- T/itp -根据二次蒸汽压强求得水的沸点C所以： /1 =T Pav，,-T'i /1 =T' Pav1T'1166.7 1660.7C /2 =T'Pav22151.75150.71.05C /3 =T'Pav3T'3129.66127.81.86C /4 =T' Pav4T&#

22、39;474.6460.114.54CV/1V/2 V/3V/40.7式中tpm -根据平均压强求取的水的沸点C,1.05 1.86 14.54 18.15C§.2.3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失/由于管道流体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而引起的温度差损失即为= 3/= 4/=1 C。则，根据经验其值1C , 1111 = 2/”'4C故蒸发装置总的温度差损失为:II'''48.4 18.15 4 70.55C溶液的沸点：ti Ti&

23、#39;2 0.7 1 37C1133.3 1.05 15.35CHI1Hl2HI37.2 1.86110.06CHI1Hl2III335.9 14.45151.44 C所以各效溶液的的温度:t1166 3.7169.7 Ct2150.75.35156.05Ct3127.8 10.06137.86 C60.151.44111.54 Ct4从化工原理第三版上册附录九查得950KPa饱和蒸汽的温度为177.67 C,汽化潜热 2027.9KJ/Kg有效总温差t Ts Tk/177.67 60.1 70.5547.0C§ 3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算第i效的焓衡算式为：Qi D

24、i ri(FCpoW1cpwW2CpwWi 1Cp w) (ti1ti)Wir有上式可求得第i效的蒸发量Wi .若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数 一般溶液的蒸发， 可取得0.94-0.7 x （式中 x为溶液的浓度变化， 以质量分率表 示）。第i效的蒸发量 W的 计算式为式中WiDi- 第 iriCp0ti ti 1riiDi 丄(FCporiW1CpwW2CpwWi 1Cp w)ri效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时Di= Wi 1效加热蒸气的汽化潜热原料液的比热Cpw分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点第i效二次蒸气的汽化潜热水的比热第i效的热利用系数无因

25、次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式 (3-2)联解而求得：10.98 0.7(0.1210.1)0.9653由相关手册查得r12027.9KJ/(Kg. C)r1 '2068.2 KJ/(Kg. C )D1 r1W1111W2= W22 W1r22FCp0 W1Cpw 丄上2第一效的焓衡量式为2027.90.9653 D1? 0.9465D1?=0.9653D1r'12068.2同理第二效的热衡算式为：所以Cpw4.187KJ /(Kg. C)右169.7 C t2156.05 C0.9545 逍2W12116.825000 3.96 4.187W169.7 15

26、6.052116.8=0.9068W1 +609第三效的热衡算式为：(b)W3= W333FCp0W pwWCpwt2t3n 2=0.98-0.7(x2-x1)=0.98-0.7(0.158-0.121)=0.9541r22068.2KJ /Kgr2'2116.8KJ / KgCp。 3.96KJ / (Kg. C)n 3=0.98-0.7(x3-x2)=0.98-0.7(0.235-0.158)=0.9260r32116.8KJ / Kg r3'2184.5KJ / Kgt2156.05 C t3137.86 CW3=0.865 W2 0.032W1+763第四效的热衡算式为

27、：(c)W4= WW3r4r4K tiFCp0W1CpwW2CpwW3Cpwr4n 3=0.98-0.7(x4-x3)=0.98-0.7(0.5-0.235)=0.79434 2184.5KJ / Kgrj 2355KJ / Kg t3 137.86Ct4111.54CW4=0.6996 W3 0.037 W2 0.037W1+879(d)W1+ W2+ W3+ W4 =20000联立以上方程式得：(e)§.4蒸发器的传热面积任意一效的传热速率方程为:Qi tKSi= tiKiQi 第i效的传热速率，WD1 =5543 Kg/hW1=5246Kg/hW2=5367Kg/hW3=523

28、7Kg/hW4=4150Kg/h(ti Ti ti )Ki 第i效的传热系数,得到：W/ (m2* C)Si第i效的传热面积，m2在四效蒸发中，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; 各效蒸发器的总传热系数：ti 第i效的传热温度差，CS仁S2=S3=S4=SK1=3400W*m2*K-1K2=2700 W*m2*K-1K3=2000 W*m2*K-1K4=1500 W*m2*K-1SQ13.12 106tK3400 (177.7 169.7)Q2=W1r2 ' =52462068.2103/3600=3.01106 WS2Q23.01 106tzK?2700 (166

29、 156.05)Q3=W2r3 '=5367 2116.8 103/3600=3.16106 WS3Q33.16 106t3K32000 (150.7 137.86)Q4=W3r4 '=5237 2184.5 103/3600=3.18106 WS4Q43.18 1061500 (127.8 111.54)误差为：1- 1Smin10.139Smax130.3Q1=D1r1=5543 X 2027.9 103/3600=3.12106 W误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。115.2m22112.2m122.9m2130.3m2§ 3.5有效温度的再分配平

30、均传热面积:S,右 S2 t2 S3 t3 S4 t4115.2 8 112.29.9 122.947.012.8130.3 16.3122m2§ 3.5.1重新分配各效的有效温度差:t1'SSt2/t17.6Ct2S2 t29.0C =9.0 CSt3t4Sl§St3t4129C17.4C§.5.2重复上述计算步骤(一)计算各效溶液浓度Xi=FxoF W,25000 O.1 =0 12725000 52466Fxo25000 0.1X2=F W1 W22000 5246 5367=0.174Fx025000 0.1X3=F WW2 W3 =2000 5站

31、5367 5237 也73X3=0.5(二)计算各效料液的温度末效溶液沸点和二次蒸汽压强保持不变，各种温度差损失可视为衡值，故末效溶液的温度为111.5 C ,即t4 =111.5 C 则第四效加热蒸汽温度(即第三效二次蒸汽温度)为T4 T3' t4t4' 111.5 17.4 128.9C由于第三效二次蒸汽温度为(128.9C )及第三效料液的浓度(0.273)查杜林线图，tB3=131 C .所得第三效料液的温度为Hlt3 tB333 =131+1.86+1=133.86 C同理:T3=T2/=t3+ t3/ =133.86+12.9=146.76 C由于T2/ =146.

32、76 C, X2=0.174查杜林曲线得:tB2 =155 CHIt2 tB222 =155+1.05+1=157.05同理：T2=T1/=t2+ t2/ =157.05+9=166.05 C由于T1/ =166.05 C, X1=0.127查杜林曲线得:tB1 =168.4 CHl'tB111 =168.4+0.7+1=170.1,即 t =47.0 C效数第一效第二效第三效第四效加热蒸汽温度，CT1=177.7T1/=166.05T2/=146.76T4=128.9有效温差,(C) t1/=7.6 t2/=9 t3/=12.9 t4=17.4料液温度(沸点),(C )170.115

33、7.05133.86111.5故有效总温度差不变说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算, 以上计算结果总结如下：(三)各效的热量衡算：二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度Ti/(C )温度如下表：查附录九:效数第一效第二效第三效第四效二次蒸汽温度Ti/(C)166.05146.76128.960.1二次蒸汽的汽化潜热KJ/kg2067.12133.721812355第一效:2027 9O.9614聞D1 O."96141 =0.98 0.7X( 0.127-0.1 ) =0.9614W11也1第二效:n 2=0.98-0.7(x2-x1)=0.98 0.7X (0.174-0.127

34、) =0.9469W22WirFCp0W1Cpw -2= 0.94692067.1W (25000 3.96 4.187W)170.1 157.052133.72133.7=0.8934W1+591第三效:n 3=0.98-0.7(x3-x2)=0.98-0.7(0.273-0.174)=0.9104W3= W53W2r3Fc p0 WC pw W2Cpw3= 0.91042133.7W2218125000 3.96 4.187W 4.187W2157.05 133.862181=0.8502W2+955-0.0404W1第四效:n 4=0.98-0.7(x4-x3)=0.98-0.7 X (

35、0.5-0.273)=0.8213W4= W44W3r4Fc p 0 W Cpw 她 cpwpw4= 0.82132181她235525000 3.96 4.187W 4.187W24.187W3133.86 111.542355=0.7276W3+771-0.033W1-0.033W2因为：W 1+ W2+ W3+ W4=20000Kg/h得：D1=5491Kg/h得：W 1=5179Kg/hW2=5335Kg/hW3 =5276Kg/hW4 =4215Kg/h与第一次热量恒算所得结果进行比较的误差W1:0.01280.0551791 5246W2W3W4533553675276523742

36、1541500.005960.0.7450.01570.050.050.05计算相对误差均在 0.05以下故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需要重新计算。（四）计算各效传热面积Qi=Diri=5491 2027.9 103/3600=3.09 106 Wti =7.6Q2=W1W=5179GQi3.09 106 “c 2Si=120mtiKi 3400 7.62067.1 103/3600 =2.97 106 Wt2 =9Q3=W2r2'53356S2=辽卫=122m2t2K22700 92133.7 103/3600=3.16 106 Wt3 =12.9Q4=W

37、3r3'5276S3=£ = J122.6tsKa 2000 12.92181 103/3600=3.20 106 Wm2t4 =17.4S4=Q4 t4 K4型卫 122.51500 17.4m2误差为:1-1SminiSmax丄辽 0.0212 0.05122.6在允许的误差范围内，所以误差允许取平均面积的S=(120+122+122.5+122.6)/4=121.8m2§.6计算结果列表效数1234冷凝器加热蒸汽温度（C）177.7166.05146.76128.960.1操作压强Pi/ （KPa）717.5485252.52020溶液沸点ti C170.11

38、57.05133.86111.54完成液浓度（）12.717.427.350.00蒸发水量Wi Kg/h5179533552764215生蒸汽量D1 Kg/h5491传热面积Si m2121.8121.8 1 121.8121.8第四章蒸发器工艺尺寸计算注：表中 P/ 按 Ti/ =T2 =166.05C 查得，P 2'按 T2/ =T3 =128.9 C查得蒸发器的主要结构尺寸我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。§ 4.1加热管的选择和管数的初步估计§4.1.1加热管的选择和管数的初步估计蒸发器的加热管通常选用038X 2.5 mm无缝钢管。加热管长可选取

39、短管23 m；中等管34 m。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液的蒸发易选用短管。根据我 们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。0 38 X 2.5 mm,可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的可根据经验我们选取：L=2 m管子数n',Sd0(L 0.1)3.14式中S=-蒸发器的传热面积,d0-加热管外径，m;m2,121.8LCC3 538 38 10 3 (2.00.1)(根)由前面的工艺计算决定(优化后的面积)L-加热管长度，m；L 0.1) m.80%因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，

40、所以管长应用(§ 4.1.2循环管的选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。我们选用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n'计算。循环管内径以D1表示，则选用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D1 Jo.8 n'd 70.8 538 0.033 0.69m 690'imm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中。循环管规格为0 720X 10mm ,求得n=545根§ 4.1.3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

41、、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。根据我们的数据表加以比较我们选用三角形排列式。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，相应的管心距则是定值。我们选用的设计管心距是： 确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc,管子安正三角形排列时，nc=1.1亦；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b '式中b' =(1 1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该

42、内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图的管数 备内径，直至合适为止。由于加热管的外径为 38mm，可取管心距为nc 1.17538 26n必须大于初值n'如不满足，应另选一设48mm；以三角形排列计算，Di=t(nc-1)+2b ' =48壁厚为14mm ;所以加热是壳体内径为b =(1 1.5)d0=1.5d0 ,(26-1)+2 38 1.5=1314mm，1600mm，壁厚 14mm§ 4.1.4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, 积强度有关。而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体W360

43、0 UW-某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h;Kg/m3 ， U-一 蒸发体积强度，m3/(m3*s); U=1.11.5 m3/(m3*s)U的数值范围内选取一个W1517936001W2U36003.76453351.5f36002U36002.59311.5W3527636003U36001.39311.5W44215V1V2V33m。0.701 m3V43600所以V V4 由 V= D2H/4H=3.0M,，4 U5.97 I求得：D=1.6M3600 0.1307 1.53 m5.97 m3V分离室体积V的计算式为： 式中V分离室的体积，m3;P-某效蒸发器二次蒸汽量，即每立方米分离

44、室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为 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 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。2V - d2h确定了分离室的体积，其高度与直径符合4 关系，确定高度与直径应考虑一下原则：(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)

45、 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。现取分离室中U=1.5m3/( m3 s)；§ 4.2接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算:d橢Vs流体的适宜流速m/s式中 Vs-流体的体积流量m3/s ; U- 估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。§21溶液进出口于并流加料的四效蒸发，第一效溶液流量最大， 量确定接管。取流体的流速为0.8m/s ;d埒取管© 108X4mn规格管。若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流4 25000/3600V3.14 0.80.099 m1

46、131.88取 DN=100mm§ .2.2加热蒸气进口与二次蒸汽出口加热蒸汽进口接管内径：生蒸汽及各效二次蒸汽体积流量:V=D/ =5491/4.9046=1120 m3/h3V1=W1/ 1=5179/3.7729=1373 m /h V2=W2/32=5335/2.3454=2275 m / hV3=W3/ 3 =5276/1.4504=3638 m3 / h V4=W4/4=4215/0.1307=32249 m3 / h加热蒸汽进口接管内径可按V3=3638m3/h计算，并且各效取相同接管直径，即, 阿 M 3638/3600 门 d J J 0.207 mV U V 3.

47、14 30取 DN=209mm 所以取 © 245X18mm各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。取I/4VrM 32249/3600 门d 件 V O.613 mU=30m/s3.14 30取 DN=614mm 取 © 630X8mm§.2.3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汽消耗量较大者确定。U=0.5m/s,/4v7/ 4 5491/ 3600 门d J J 0.059 mV U V3.14 0.5 1120取DN=60mm所以取© 76 X 8mm规格管第五章、蒸发装置的辅助设备§5.1气液

48、分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，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，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。惯性式除沫器的主要尺寸可按下列关系确定：(0.40.5 ) D1D0 D1 D1:D2:D3=1: 1.5:2 H=D4 h=§5.2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要回收或会严重 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

49、效果好，被广乏采用。现采用多孔板式蒸汽 冷凝器：§5.2.1冷却水量Vl根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表可查得。VlVl冷却水量m3/h;实际取所需冷凝的蒸汽量，Kg/hVlWr42153X 心1.5)-50- 1.3 109.59 m/h§ 5.2.2计算冷凝器的直径进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径4 4215/36003.14 15 0.130720.87 m 取 D=1500mm§23淋水板的设计淋水板数:D>900mm, 淋水板取79块淋水板间距:Ln1 0.7LnL 末 0.15mL7=O.15所以取：L6=L7/

50、0.7=0.15/07=0.22mL5= L6/0.7=022/0.7=0.32mL4= L5 /0.7=0.32/0.7=0.46mL3= L4/0.7=0.46/0.7=066mL2= L3/0.74=066/0.7=0.94mL1= L2/0.7=0.94/0.7=1.34mLo= L1/0.7=1.34/0.7=1.91mLo=1.91mL1=1.34mL2=0.94mL3=0.66mL4=0.46mL5=0.31m(3)弓型淋水板的宽度：最上面一块B =其他各淋水板 B=D/2+0.05 mL6=0.22mL7=0.15m(0.80.9)D,B =0.8X 1.50.9 1.5,取 B =1.2m,其余取 B=0.5m淋水板堰高h：(5) 淋水孔径：(6) 淋水孔数：D>500mm,取 h=70mm冷却水循环使用，取d=10mm淋水孔冷却水流速Uoh淋水板堰高，m淋水孔的阻力系数0.95=0.950.980.80-水流收缩系数=0.80-0.82Uo0.98 0.80 J2 9.81 70 10 30.8914 109.59408 36