NAOH水溶液蒸发装置设计说明书

1、 化 工 原 理 课 程 设 计 说 明 书 设计题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计设计者：班级：过控0702姓名：黄建章日期：2010-11-29指导教师： 设计成绩： 目 录符号说明11 蒸发装置设计任务书11.1 设计题目21.2 设计任务及操作条件21.3 设计内容22 前言22.1概述2蒸发及蒸发流程2蒸发操作的分类3蒸发操作的特点32.1.4 蒸发设备33 蒸发器工艺设计计算43.1蒸浓液浓度计算43.2溶液沸点和有效温度差的确定5各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失5各效由于溶液静压强所引起的温度差损失6由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失63.3加热蒸汽消耗量和各

2、效蒸发水量的计算73.4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数K的确定83.5温差的重新分配与试差计算9重新分配各效的有效温度差9重复上述计算步骤93.6计算结果列表114 蒸发器工艺尺寸计算114.1 加热管的选择和管数的初步估计11加热管的选择和管数的初步估计11循环管的选择12加热室直径及加热管数目的确定12分离室直径与高度的确定124.2接管尺寸的确定13溶液进出口13加热蒸气进口与二次蒸汽出口13冷凝水出口135 蒸发装置的辅助设备145.1气液分离器145.2蒸汽冷凝器14冷却水量14冷凝器直径D155.2.3 淋水板的设计156 主要设备强度计算及校核166.1蒸

3、发分离室和加热室厚度设计167 课程设计心得17符号说明 1 蒸发装置设计任务书1.1 设计题目NaOH水溶液蒸发装置的设计1.2 设计任务及操作条件（1）设计任务处理量（ ）： 7200 （kg/h）（6000，7200，24000）料液浓度（ ）： 10.6% （wt%）（4.7，10.6%，）质量分率产品浓度（ ）： 23.7% （wt%）（23.7%，30%）质量分率加热蒸汽温度（ ） 158.1 （）（151，158.1）末效冷凝器的温度（ ） 59.6 （）（49，59.6）（2）操作条件加料方式： 三效并流加料 原料液温度： 第一效沸点温度 各效蒸发器中溶液的平均密度：1=101

4、4kg/m3，2=1060kg/m3，3=1239kg/m3 加热蒸汽压强： 500kPa（绝压） ，冷凝器压强为 20 kPa（绝压） 各效蒸发器的总传热系数：K1=1500W/（m2K），K2=1000W/（m2K），K3=600W/（m2K） 各效蒸发器中液面的高度： 1.5m 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略热损失。（3）设备型式 中央循环管式蒸发器 （4）厂 址 四 川 绵 阳 （5）工作日：每年300天，每天24小时连续运行。1.3 设计内容（1）设计方案的简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。（2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面

5、积。（3）蒸发器的主要结构尺寸设计（4）主要辅助设备选型，包括气液分离及蒸气冷凝器等（5）绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图（6）设计结果汇总（7）对设计过程的评述和有关问题的讨论（8）编写课程设计说明书。2 前言2.1概述2.1.1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。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、糖等产品；(

6、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。蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某种循环流动，被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够的分离空间，以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴，或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽如不再利用，应将其在冷凝器中加以冷凝。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做一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做而次蒸汽。2.1.2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

7、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气，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）、可以利用低压蒸气作为加热剂；（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，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。因此，单效蒸发多为真

8、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。2.1.3蒸发操作的特点从上述对蒸发过程的简单介绍可知，常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点:(1) 沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在港台压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸气压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热唇溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。(2) 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析出

9、晶体，或易于结垢；有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发操作彼此必须要考虑的问题。(3) 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气。如何充分利用热量，提高加热蒸气的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。2.1.4 蒸发设备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

10、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

11、、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.升降膜式蒸发器，d.刮板式膜式蒸发器。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

12、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，其循环速度较低（一般在0.40.5m/s以下）；而且由于溶液在加热管内不断循环，使其组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温度差减小；设备的清洗和检修也不够方便。3 蒸发工艺设计计算3.1蒸浓液浓度计算多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（生蒸气）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和组成，最终完成液的浓组成，加热蒸气的压力和冷凝器中的压力等。（一）蒸发器的设计步骤多效蒸发的计算一

13、般采用迭代计算法。（）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），蒸发器的型式、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组成。（）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。（）根据蒸发器的焓（热量）衡算，求各效的蒸发量和传热速率。（）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，则应根据各效传热面积相等的原则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相等（或满足预先给出的精度要求）为止。（二）蒸发器的设计计算总蒸发量: W=F (1-)=7200(1-)=3979.7

14、47 kg/h因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出,可设 W1:W2:W3=1:1.1:1.2W=W1+W2+W3=3.3W1W1=1205.9W2=1.11205.9=1326.49W3=1.21205.9=1447.08x1=0.1273x2=0.1635x3=0.2373.2溶液沸点和有效温度差的确定设各效间的压力降相等，则总压力差为： P= P1-PK=500-20=480 KPa Pi=160 KPa式中 Pi -各效加热蒸汽压力与二次蒸气压力之差KPa， -第一次加热蒸气的压力KPaPK -末效冷凝器中的二次蒸气的压力Kpa各效间的压力差可求得各效蒸发室的压力即 P1=P1-Pi=50

15、0-160=340 KPa P2=P1-2Pi=500-2160=180 KPa P3=Pk =20 Kpa由各效的二次蒸汽压力，从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中: 效数IIIIII二次蒸汽压强Pi，KPa34018020二次蒸汽温度 Ti，(即下一效加热蒸汽温度)137.7116.660.1二次蒸汽的汽化潜热ri，kJ/kg(即下一效加热蒸汽的汽化潜热)215522142355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 -有效总温度差，为各效有效温度差之和，；-第I效加热蒸气的温度，；TK -冷凝器操作压力下二次蒸气的饱和温度，；-总的温度差损失，

16、为各效温度差损失之和，。 =+式中 - 由于溶液的蒸汽压下降而引起的沸点升高（温度差损失），；-由于蒸发器红溶液的静压强而引起的沸点升高（温度差损失），；-由于管道流体阻力产生压强降而引起的沸点升高（温度差损失），。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各效二次蒸汽温度(即相间压力下水的沸点)和各效完成液浓度xi，由NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点tAi分别为: tA1=141 tA2=122 tA3=72;则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为 1=tA1-T1=141-137.7=3.3 2=tA2-T2=122-116.6=5.4 3=tA3-T3=72

17、-60.1=11.9所以 =3.3+5.4+11.9=20.63.2.2各效由于液柱静压力所引起的沸点升高（温度差损失）由于蒸发器中液柱静压力引起的温度差损失 某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压力大于液面的压力，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因液柱静压力引起的温度差损失为简便起见，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为式中 蒸发器中液面和底层的平均压强，Pa；p/二次蒸气的压强，即液面处的压强，Pa；溶液的平均密度，kg/m3；-液层高度，m；g-重力加速度，m/s2。NaOH水溶液

18、密度(Kg/m3) 1=1014kg/m3，2=1060kg/m3，3=1239kg/m3 所以 =340+=347.461 KPa =180+=187.799 KPa = 20+=29.116 KPa根据各效溶液平均压力查得对应的饱和溶液温度为: =138.6 ; =118.1; =66.0根据 = 式中-根据平均压力求取的水的沸点，-根据二次蒸气压力求得水的沸点所以 D=0.9+1.5+5.9=8.33.2.3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

19、和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为，根据经验其值1 ，即=1，则 = 3根据以估算的各效二次蒸汽压强及温度差损失，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t所以总的温度差损失为 =+ =20.6+8.3+3=31.93.2.4 各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸汽压力Pi及温度差损失i，即可由下式估算个料液的温度ti，ti=Ti+i 1=1+1+1=3.3+0.9+1=5.2 2=2+2+2=5.4+1.5+1=7.9 3=3+3+3=11.9+5.9+1= 18.8所以各效料液的温度为：=137.7+5.2=142.9 =116.6+7.9=124.5 =60.1+18.8=78.9有效总

20、温度差 由手册可查得500 kPa饱和蒸汽的温度为151.7 、汽化潜热为2113 kJ/kg，所以 =151.7-60.1-31.9=59.7 3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第i效的焓衡算式为：由上式可求得第i效的蒸发量.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0.98-0.7x（式中x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。 第i效的蒸发量的 计算式为式中 -第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时= - 第i效加热蒸气的汽化潜热 -第i效二次蒸气的汽化潜热-原料液的比热 -水的比热，-分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点-第i效的热

21、利用系数，无因次对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式W=Wi联解而求得。第一效的热量衡算式为:W1=1（+）对于沸点进料，t0=t1，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为h1 xi，式中xi为第i效蒸发器中溶质质量分数的变化。h1 =0.98-0.7(0.1273-0.106)=0.9651由相关手册查得 cp0=3.97KJ/(Kg.)，cpw =4.187 KJ/(Kg.)所以 (a)同理第二效的热量衡算式为: 0.98-0.7(0.1635-0.1273)=0.9547 所以 = =0.8961+226.5 (b)第三效的热衡算式为: 0.98-0.7(0.237-

22、0.1635)=0.9285所以 = =0.6392+694.5 (c) 又 W1+W2+ W3=3979.747 (d) 联立(a),(b),(c),(d)式,解得: W1=1206.46 Kg/h W2=1307.6 Kg/h W3=1465.7 Kg/h D1=1278.57 Kg/h3.4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数K的确定任意一效的传热速率方程为Si=式中 -第i效的传热速率，W。 -第i效的传热系数，W/（m2, ）. -第i效的传热温度差， Si-第i效的传热面积，m2W=T1-t1=151.7-142.9=8.8/6 W137.7-124.5=13.2

23、W=116.6-78.9=37.7误差为： 误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。3.5温差的重新分配与试差计算3.5.1重新分配各效的有效温度差平均传热面积:重新分配有效温度差: 3.5.2重复上述计算步骤3.5.2.1由所求各效蒸汽量求各效溶液浓 3.5.2.2计算各效溶液沸点末效溶液沸点和二次蒸汽压力保持不变,各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为=78.9,而 =31.13则第III效加热蒸汽温度（即第II效二次蒸汽温度）为 .03由第II效二次蒸汽的温度T2/=110.03,再由第II效料液的浓度X2=0.1629查杜林线图，可得第II效料液的沸点为: 106。由

24、液柱静压力即流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，所以第II效料液的温度为：108.5同理：由t2=108.5 ，=16.81得 由第I效二次蒸汽的温度T1/ =125.31，再由第I效料液的浓度X1=0.1273查杜林线图，可得第I效料液的沸点为: 132则第一效料液的温度为： 第一效料液的温度也可以由 t1 = T1=151.7-11.67=140.03 计算误差为：1-0.0440.05，说明溶液的各种温度差损失变化不大，不必重新计算，故有效总温度差不变，为Dt=59.7 温度差重新分配后各效温度情况列于下表:效数第一效第二效第三效溶液沸点ti133.9108.578.9加热蒸汽的温度(

25、)151.7125.31110.03有效温度差()11.6716.8131.133.5.2.3各效的热量衡算: 二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度Ti/() (即下一效加热蒸汽)温度 如下表： 效数第一效第二效第三效二次蒸汽温度Ti/()(即下一效加热蒸汽)温度125.31110.0360.1二次蒸汽的汽化潜热(即下一效加热蒸汽的ri/)219222312355第一效： =0.980.7（0.12730.106）=0.9651 第二效： (0.1629-0.1273)=0.9444 = =0.8828+307.74第三效： =0.980.7(0.2370.1629)=0.9281 = =0.68

26、39+589.75因为： W 1+ W2+ W3=3979.747 Kg/h得： W 1=1201.25 Kg/hW2=1368.2 Kg/hW3 =1411.28 Kg/hD1=1291.25 Kg/h与第一次热量恒算所得结果比较并计算误差得=|1-|=0.0043 =|1-|=0.0443 =|1-|=0.0386相对误差均在0.05以下，故计算的各效蒸发面积合理。其各效溶液浓度无明显变化不必再算。3.5.2.4计算各效传热面积 W=11.67 W =16.81 W 误差计算得： 迭代计算结果合理所以取平均传热面积 S=44.07m23.6计算结果列表效数123冷凝器加热蒸汽温度()151

27、.7125.31110.0360.1操作压强Pi/ (KPa)2361462020溶液沸点ti133.9108.578.9完成液浓度(%)12.7316.2923.7蒸发水量Wi （Kg/h）1201.251368.21411.28生蒸汽量D （Kg/h）1291.25传热面积Si （m2）44.0744.0744.07表中P1/ 按T1/ =T2 =125.31查得, P2/按T2/ =T3 =110.03 查得, Pk/P3/ =20KPa4 蒸发器工艺尺寸计算蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象）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

28、加热管通常选用25*2.5mm、38*2.5mm、57*3.5mm等几种规格的无缝钢管。考虑蒸发器的处理量较小，所以选38*2.5mm规格。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后的难以程度、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。可根据经验我们选取：L=0.8M，38*2.5mm可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数， =44.07/*0.038*（0.8-0.1）=528（根）式中 S=-蒸发器的传热面积m2，由前面的工艺计算决定；d0-加热管外径m

29、； L-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 时的管长应用（L0.1）m.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计算。循环管内径以表示，则 所以 0.8*528 *33678mm蒸发器加热面积较小，取80%。查标准钢管规格表：选取管子为：700*10mm 循环管管长与加热管管长相同为0.8m。按上式计算出的后应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要n和相差不大，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

30、不计入传热面积中。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、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， 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， =1.1* ；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2,式中=(11.5)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内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中

31、，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n必须大于初值，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。 由于加热管的外径为38mm，可取管心距为48mm；以三角形排列计算26 ，=(11.5)d0=1.5*d0，由=1400mm和=700mm做同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图，得管数为523根，与初值其相对误差为|1-528/523|=0.00956，误差较小，所以取加热室直径1400合适。选取加热室壳体内径为1400mm壁厚为12mm4.1.4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，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

32、室体积V的计算式为：式中 V-分离室的体积，m3 W-某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; P-某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m3 ， U-蒸发体积强度，m3/(m3*s)，即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为U=1.11.5 m3/(m3*s)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。确定了分离室的体积，其高度与直径符合关系，确定高度与直

33、径应考虑以下原则：（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，其分离室高度一般不能小于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）。各效二次蒸汽温度查得各效蒸汽密度为：1=1.9kg/m3，2=0.9635kg/m3，3=0.1307kg/m3各效蒸汽量分别为： W 1=1201.25 Kg/h ， W2=1368.2 Kg/h， W3 =1411.28

34、Kg/h按第三效计算 =1411.28/（3600*0.1307*1.1）=2.8 m3取D= =1.4m，则由得H=1.82m H/D=1.3满足要求 分离室高H=1.82m，直径D=1.4m4.2接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算式中 -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。各效蒸发器中溶液的平均密度：1=1014kg/m3，2=1060kg/m3，3=1239kg/m34.2.1溶液进出口 对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。取流体的流速U为0.8 m/s；

35、所以取63.53.5mm 规格管。4.2.2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。取U=30，按第三效计算： 所以取377X10mm规格管。4.2.3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气消耗量较大者确定。按第三效计算水的密度948，取U=0.15 所以取68X3.5mm规格管。5 蒸发装置的辅助设备5.1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。其类型很多，我们选择惯

36、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。在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定： 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 -除沫器外壳的直径，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=0.357m=357mm=357mm =535.5mm =714mm H=714mm h=0.5*=178.5mm选取二次蒸汽流出管：377X10mm 除沫器内管560X10mm 除沫器外罩管：820X12mm5.2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

37、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 根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表4-13所示的版式蒸汽冷凝器的性能曲线查得。由冷凝器进口蒸汽压力20Kpa和冷却水进口温度25可查得1 m3 冷却水可冷却的蒸汽量X=46 Kg，则-冷却水量m3/h； -所需冷凝的蒸汽量，Kg/h与实际数据相比，由图4-13计算的值偏低，故设计时取=（1.2-1.25）/X 5.2.2冷凝器直径D由计算可知,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D 取D=480mm5.2.3 淋水板的设计(1)淋水板数： D500mm, 淋水板取6块(2)淋水板间距： D500mm，Ln+1=(0.50.7)Ln, 又 L0=D+(0.150.3)m 取L0=0.48 +0.2=0.68m。 L1=0.6*L0=0.6*0.68=0.41m L2=0.6*L1=0.25m L3=0.6*L2=0.15m0.15m 所以取 L0=0.68m L1=0.41m L2=0.25 L3=0.15m(3)弓