化工原理课程设计汇总

1、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计， 要求能够综合运用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通，并在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。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。蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的：1 获得浓缩的溶液产品；2、将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产

2、品；3、脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。本次设计的主要是三效蒸发装置。第一章设计方案的确定1.1 蒸发操作条件的确定蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽压强（或温度）、冷凝器操作压强（或温度 ) 的选定。正确选择蒸发过程的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。1.1.1 加热蒸汽压强的确定通常被蒸发的溶液有一个被允许的最高温度，若超过此温度物料就会变质、破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发、常压蒸发或真空蒸发。蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分

3、利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其它加热用的热源，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的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高蒸汽的利用率。 因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但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，这将增加加热设备费用和操作费用。一般的加热蒸汽压强在400800kPa 范围之内。本设计选 700kPa。1.1.2 冷凝器操作压强的确定若一次采用较高压强的加热蒸汽， 则末效可采用常压或加压蒸发， 此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度， 可以全部利用。 而且各效操作温度较高时， 溶液粘度低，传热效

4、果好。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， 进入冷凝器冷凝需要消耗大量冷却水， 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真空蒸发的。对混合式冷凝器， 其最大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 8090kPa。本设计冷凝器的绝对压力选20kPa。1.2 蒸发器的类型及其选择1.2.1 蒸发器的类型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汽，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， 它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备

5、包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。分述如下：由于生产要求的不同， 蒸发设备有多种不同的结构型式。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，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有: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：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物

6、料的蒸发；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。此类蒸发器主要有 :a. 升膜式蒸发器；b. 降膜式蒸发器；c. 刮板式蒸发器。1.2.2 蒸发器的选择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。从机械加工的工艺性、

7、 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：a、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理；b、设备的检修和清洗方便，使用寿命长；c、有足够的机械强度。在实际设计过程中， 要完全满足以上各点困难的， 必须权衡轻重，研究主次，加以综合考虑。本次设计采用的是中央循环管式蒸发器。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热系数，强化了蒸发

8、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 12m；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 0.4 0.5m/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。1.3 蒸发操作的分类按操作的方式可以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的过程。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

9、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、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点：（ 1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；（ 2）可以利用低压蒸汽作为加热剂；（ 3）有利于对热敏性物料的蒸发；（ 4）操作温度低，热损失较小。在加压蒸发中， 所得到的二次蒸汽温度较高， 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

10、作，而后效则在真空下操作。1.3.1 多效蒸发效数的确定在流程设计时首先应考虑采用单效还是多效蒸发，为充分利用热能， 生产中一般采用多效蒸发。经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。多效蒸发中，随着效数的增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，是操作费用降低。随着效数的增加，设备费用成倍增长， 而所节省的生蒸汽量愈来愈少， 所以无限制增加效数已无实际意义，最适宜时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， 蒸发操作将难以进行。 一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定的限制，因此在一定操作条件下， 蒸发器的理论总传热温度差为一定值。 在效数过多时， 由于各效

11、温度差损失之和的增加， 使总的有效传热温度差减小。 当分配到各效的有效传热温度差减小到无法保证操作呈正常的沸腾状态时，蒸发操作将无法进行下去。因此基于上述因素考虑， 实际的多效蒸发过程效数并不多。为保证传热的正常进行，各效的有效传热温度差不能小于 610。通常对于电解质溶液，如NaOH、NH 4OH 等水溶液，由于沸点升高较大，采用 23 效；对于非电解质溶液、有机溶液等，其沸点升高较小，可采取为4 6 效。但真正适宜的效数，需通过最优化的方法加以确定。本设计选择 3 效蒸发。1.4 多效蒸发流程的选择根据加热蒸汽与料液的流向的不同， 多效蒸发的操作流程可分为并流、 逆流、平流、错流等流程。（

12、 1）并流流程 也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。并流流程结构紧凑，操作简便，应用较广。并流流程只使用于处理黏度不大的料液。（ 2）逆流流程 料液与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，黏度及传热系数变化不大，温度分配均匀，适用于处理黏度较大的料液，不适于处理热敏性料液。（ 3）平流流程 每一效都有进料和出料，适合于有大量结晶析出的蒸发过程（ 4）错流流程 也称为混流流程，它是并、逆流的结合，其特点是兼有并、逆流的优点， 但操作复杂， 控制困难。我国目前仅用于造纸工业及有色金的碱回收系统中。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

13、量利用低温热源，如蒸发冷凝液的利用及二次蒸汽的压缩再利用等。本设计采用并流操作。1.4.1 三效蒸发的工艺流程蒸发过程的两个必要组成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不断除去汽化的水蒸气，前一部分在蒸发器内进行， 后一部分在冷凝器完成。 蒸发器实质上是一个换热器，由加热室和分离室两部分组成， 加热室通常用饱和水蒸气加热， 从溶液中蒸发出来的水蒸气在分离室分离后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带出，一般在蒸发器顶部设有气液分离用的除沫装置从蒸发器蒸出的蒸汽称为二次蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效的物料加热。 冷却水从冷凝器顶加入，与上升的蒸汽接触， 将它冷凝成水从下部排出， 不凝气体从顶部排出。

14、 通常不凝气体来源有两个方面， 料液中溶解的空气和系统减压操作时从周围环境中漏入的空气。料液在蒸发器中蒸浓达到要求后称为完成液， 从蒸发器底部放出， 是蒸发操作的产品。采用多效蒸发的目的是为了减少新鲜蒸汽用量， 具体方法是将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽。1.5 进料温度的选择进蒸发器料液的温度高低直接影响到蒸发器中的传热情况和蒸发器传热面积的大小，生产上通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果，在进蒸发器之前利用可回收的低温热源将料液预热到接近或达到沸点状态，以实现节能降耗。本设计进料温度为25。第二章三效蒸发的工艺计算三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

15、主要项目有：加热蒸汽（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。蒸发器的设计计算步骤三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 （如加热蒸汽压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。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。根据蒸发器的焓衡算，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

16、，重复步骤（ 3) 至（5），直到所求得各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）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 的水溶液的处理量68kt/a；原料液的浓度为10%，完成液浓度为30%。用三效并流蒸发装置。每小时将8500kt 浓度为 10%的 NaOH 浓缩为 30%，原料液温度为第一效的沸点。（ 2） 加热蒸汽压强为 700kPa, 冷凝器的压强为 20kPa.（ 3） 各效蒸发器的总传热系数： K 1=1800 W/ （m2.） , K 2=1200 W/（m2.） K3=800 W/（ m2.）。蒸发溶液浓度的计算已知：进料量 F=

17、 68kt/a，质量分率 x0 =10%， x3 =30%F=68000000÷8000=8500kg/h则总蒸发量 : W F (1x0 ) =8500(1- 0.10)=5666.67 kg/hx30.30并流加料蒸发中无额外蒸汽引出 , W1: W2: W3=1:1:1 则各效蒸发量为： W 1= W2= W3=1888.89 kg/h则各效的完成液浓度为：x1Fx 085000. 1W185000 .1286F1888 . 89x2Fx 08500 0 .1W10 .1800FW 2 8500 - 1888 . 89 - 1888 .89x3 0.30002.2估算各效二次蒸

18、汽温度Ti'各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差p 为：p1700kPap3'20k P app1 pn'700 20n226.67kPa3故第 i 效二次蒸汽压强 pi' 为： pi'pii pp1'p1p700226.67473.33kPap2'p12 p7002226.67246.66kPap3'p13 p7003226.6719.99kPa由 pi' 可查得或计算得到对应温度 Ti ' 和气化潜热 ri' ，同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。T1'151.7147.7(473.3345

19、0)147.7149.570 C500450T2'127.2120.2(246.66200)120.2126.730 C250200T3'60.153.5(19.99 15)53.560.090 C2015r1'2113.22125.4 ( 473.33 450) 2125.42119.71kJ kg500450r2'2185.42204.6(246.66 200) 2204.62186.68kJ kg250200r3'2354.92370.0(19.9915)2370.02354.93 kJ kg20 15表 2-1 各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度

20、和二次蒸汽的汽化潜热效次二次蒸汽的压力pi ， kPa473.33246.66二次蒸汽的温度 T , 149.57126.73119.9960.09（即下一效蒸汽的温度）二次蒸汽的汽化潜热ri，kJ / kg ( 即2119.712186.682354.93下一效加热蒸汽的汽化潜热)2.3 计算各效传热温度差ti2.3.1 计算校正因数fi0.0162 (t i'273)2ri''2（2f10.0162 (t1273)）1.36470.0162149.57273r'2119.711'2（2f20.0162(t2273)0.0162）1.1838126.7

21、3273r2'2186.68'2（2f30.0162(t3273)0.0162）0.763260.09273r3'2354.932.3.2 计算水溶液的沸点 t AitA112.8612.51(105104)104104.170 C14.5312.51tA 218.0014.53(107105)105106.830 C18.3214.53tA 23026.21 （120 115) 115117.510 C33.7326.21'2.3.3 常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失0i't A 1000'01104.171004.170C'0

22、2106.831006.830 C' 03 117.51 100 17.510 C2.3.4 由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失'校正系数法：'f '0'f1'101'f 2'2021.36474.175.690 C1.18386.838.090 C'3f3 '030.763217.5113.36 0 C2.3.5 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失' '为简便计溶液内部沸点升高按液面与底层的平均压强pm 下水的沸点和二次蒸汽压强 p '下水的沸点差估算。平均压强按静力学方程式计算：&#

23、39;i gLpmpi计算 NaOH 水溶液的密度1 1.145 1.140 (12.86 12.83) 1.140 1.1403 g cm3 13.28 12.832 1.200 1.195 (18.00 17.80) 1.195 1.1972 g cm3 18.255 17.801 1.330 1.325 (30 .00 29.73) 1.325 1.3279 g cm3 30.20 29.73pm1p11 gL473.331.14039.812.6 kpa487.87kPa22pm2p22 gL246.661.1972 9.812.6 kpa261.96kPa22pm3p33gL19.9

24、91.32799.812.6kpa36.95kPa22计算对应 pm 下水的沸点 t pm ，对应 p' 下水的沸点 t p't pm1151.1142.9487.87405.300142.9149.580 C506.625405.300t pm2132.9119.6261.96202.650119.6127.390 C303.975202.650t pm373.99473.34536.953673.3473.960 C3736t 'p1151.1142.9473.33405.300142.9148.410 C506.625405.300t 'p2132.911

25、9.6246.66202.650119.6125.380 C303.925202.650t 'p360.05858.95319.99 1958.95360.0470 C2019计算" t pmt'p1t pm1t p1149.58 148.41 1.172t pm 2t p2127.39125.382.013t pm 3t p373.9660.04713.91 2.3.6 各效总的温度差损失i在多数蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效加热室时， 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

26、''' =1。''''''iiii11115.691.1717.860 C22228.092.01111.10 C333313.3613.91128.270 C各效传热温度差计算式为：tiTi '1t i其中 Ti ' 1 为前一效二次蒸汽温度 （即第 i 效加热蒸汽温度），ti 为第 i 效溶液沸点，其计算式为：tiTi 'i式中：Ti ' 为第 i 效二次蒸汽温度，i 为第 i 效温度差损失。t1T1'1t2T2'2t3T3'3149.577.86157.430

27、Ct1T 't1164.70 157.43 7.270 C126.7311.1137.830 Ct 2T1't2149.57137.8311.740 C60.0928.2788.360 Ct 3T2't3126.7388.3638.370 C2.4 计算各效蒸发量Wi和传热量 Q i考虑溶液的稀释热 , 引入对 NaOH 水溶液蒸发热利用系数i :i 0.98 0.7 x第 效：因沸点进料，故 t0 =t1热利用系数 :1 0.980.7 x1 =0.980.7（12.86%10%）=0.96查水蒸汽表得：压力为 700kPa的加热蒸汽的汽化热 r1 =2071.5kJ

28、 kg , t1 =157.43的二次蒸汽的汽化热 r1 =2119.71kJ kg 。W1 1D1r10.962017.5D1 0.94D1r1'2119.71.(1)第效 :引入热利用系数i ：热利用系数2 =0.980.7x2 =0.980.7（18%12.86%）=0.94第效中溶液沸点 t 2 =137.83的二次蒸汽的汽化热r2 =2186.68kj kg ，无额外蒸汽引出 , r2r1=2119.71kJkg 。已知 cp 03.77kJ /(kg ·)， cpw 4.187kJ /(kg ·)。Di 第 i 效的加热蒸汽量， kg/h；当无额外蒸汽引

29、出时，Dii-1=Wri , ri ' 分别为第 i 效加热蒸汽、二次蒸汽的气化潜热， kJ/kg；且 ri ri '1r2t1t 2W22 W1 r2'F cp 0 W1c pw )r2'0.94 W12119.71157.43137.8385003.77 4.187W12186.682186.680.88W1271.10.(2)第效:热利用系数3 =0.980.7x3 =0.980.7（30%18%） =0.90第 效中溶液沸点 t3 =88.36的二次蒸汽的汽化热r3 =2354.93kJ kg ，无额外蒸汽引出，r3r2 =2186.68kJ kg ,则

30、W33W2r3( FC p0 W1CpwW2 Cpw ) t 2 t3 r3r30.90W22186.68（85003.77 W14.187 W2 4.187) 137.83 88.36 2354.932354.930.76W20.079W1604.94.(3)WW1W2W35666.67 kg/h .(4)联立（ 1）（ 4）式，可得W1 =1856.24kg / h ， W2 =1904.59kg / h ， W3 =1905.79kg / h ， D1 =1974.72kg / h2.4.1 各效传热量的计算Q11974 .722071.5103D1r136001136286 .8WQ2

31、1856.242119.71103W1r136001092969 .581WQ3W2 r21904.592186.681031156869 .128W36002.5各效蒸发器传热面积计算SiQiK itiS1Q1t11136286.810386.83m2K118007.27S2Q21092969.581 10377.58m2K1t 2120011.74S3Q31156869.12837.69m2K 3t380038.372.6计算平均面积：SS1 t1S2 t 2S3 t3t m86.837.2777.5811.7437.6938.3752.08m27.2711.7438.37smaxs86.

32、83 52.0866.72%s52.08误差为 66.72% 4% ，误差较大，应调整各效的有效温度差， 重复上述计算过程。2.7 重新计算过程2.7.1 有效温度差的重新分配t1'S1t186.837.2712.120 CS52.08t 2'S2t277.5811.7417.490 CS52.08t 3'S3t337.6938.3727.020 CS52.082.7.2 计算各效料液浓度由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即x1Fx08500 0.10FW10.12798500 -1856.24x2Fx08500 0.10FW10.1794W2 8500 -18

33、56.24 -1904.59x30.300x0 原料液的浓度F 原料液的进料量，kg/hW1 、 W2 分别为总的、第一效和第二效水的蒸发量，kg/h2.7.3 计算各效料液沸点tiTi '1t itiTi'iTi ' 1 为前一效二次蒸汽温度（即第i 效加热蒸汽温度）ti 为第 i 效溶液沸点Ti ' 为第 i 效二次蒸汽温度i 为第 i 效温度差损失T1' 操作压强下水的沸点，?即二次蒸汽饱和温度，;r '操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。第3效：因完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即333313.36

34、13.91128.270 C故末效溶液的温度仍为88.36 , 即 : t388.360 CT2t3t388.36 27.02115.380 C第2效：第二效二次蒸汽的冷凝温度 T2 =115.38，水蒸气的汽化潜热 r2=2217.66 kJ/kg，相应的压力为 p2'=175.87kPa.p2' 下水溶液的沸点： t A2106.80 0 C常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失:'t A1000'02106.801006.800 Cf i0.0162 (ti'273)2ri'273 2f 20.0162 (t2'273)20.01

35、62 115.381.1019r2'2217.66由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失' :'f'0'2f 2'021.10196.807.490 Cpm2p2'2 gL175.871031.19651039.812.6191.13kPa22对应 pm2 下水的沸点： t pm2117.370 C对应 p2' 下水的沸点： t'p 2114.420 C2"t pm 2 t p2'117.37114.42 2.950 C'''021 C22 '2 '''

36、'7.492.95111.440 C2第二效溶液的沸点为： t 2T22115.38 11.44 126.830 CT1t2t 217.49 126.83 144.320 C第1效：第一效二次蒸汽的冷凝温度为T1 =144.32，水蒸气的汽化潜热 r1 =2135.70kJ/kg相应的压力为 p1'410.70 kPa.p2' 下水溶液的沸点： t A2106.80 0 Cp1' 下水溶液的沸点： t A1104.140 C'01104.141004.140 Cf10.0162(144.32273) 21.32102135.70''1.3

37、2104.145.470C1f1 01pm1'1gL1031.1396 1039.812.6425.23kPap1410.7022对应 pm2下水的沸点： t pm1 144.510 C对应 p2' 下水的沸点： t p1'143.330 C"t pm1'143.331.180 C1tp 1 144.51'''011 C1'1 '' ''5.471.181 7.650 C11故第 1 效溶液的沸点为：t1 T11144.42 7.65 151.970 CT 't1't112

38、.12 151.97 164.090 C温度分配表效次加热蒸汽温度T '164.09T1'144.32T2'115.38有效温度差ti ，12.1217.4927.02料液温度（溶液沸点）t i ，151.97126.8388.362.7.4加热蒸汽用量及各效蒸发量蒸汽温度和汽化潜热见表不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数第 1 效第 2 效第 3 效参数加热蒸汽二次蒸汽压强pi /kPa689.83410.7175.8719.99二次蒸汽的温度 Ti / o C164.09144.32115.3860.09气化潜热ri /(kJ/kg)2073.52135.702217.

39、662354.93第1效：热利用系数 :1 0.98 0.7 x1 =0.98 0.7（ 12.86%10%） =0.96W11 D1r10.96 D1 2073.50.93D1r12135.7（ 1)第2效：W22 D2r2(FC p0W1C pw ) t1t2 r2r20.94 W12135.70 （8500 3.77 W14.187) 151.97 126.832217.662217.660.86W1331.352 =0.980.7x2 =0.980.7（18%12.86%）=0.94第 3 效3 =0.980.7x3 =0.980.7（ 30% 18%） =0.90W33 D 3r3(

40、 FC p 0 W1C pwW2C pw ) t 2t 3 r3r30.90 W22217.66 （85003.79 W14.187 W24.187)126.83 88.362354.932354.930.79W20.06W1470.1(3)WW1W2 W3 5666.67 (4)1 、 2 、 3 分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数t1 、 t2 、 t3 分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，r1 、 r2 、 r3 分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kgW 、 W1 、 W2 、 W3 分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量，kg/hD1 、D2、 D3

41、分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，kg/h ，当无额外蒸汽抽出时， DiWi 1联解式（ 1）至（ 4），可得W1 =1856.71 kg / h ， W2 =1928.12 kg / h ， W3 =1881.91 kg / h ， D1 =1996.47 kg / h 各效传热量的计算Q11996.472071.5D1r11148.80kW3600Q21856.712135.70W1r11101.49kW3600Q31928.122217.66W2 r21187.75kW3600D1 第一效加热蒸汽量， kg/hW 1、W2 分别为第一效和第二效水的蒸发量， kg/hr1 、 r1

42、、 r2 分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热，kJ/kg2.7.5 各效蒸发器传热面积计算S1Q1t11148.80 10352.48m2K11800 12.12S2Q21101.49 10352.48m2K 2t 21200 17.49S3Q31187.75 10354.95m2K 3t3800 27.02与第一次计算结果比较，其相对误差为:SS1t1 S2 t2 S3 t3tm52.66 12.1252.48 17.4954.9527.0212.1217.4927.0253.70m2SmaxS54.9553.702.3%S53.702.3%<4%计算相对误差在0.04 以下，