多效蒸发方案

1、冬胞工夕丸卑化工原理课程设计NaOH 蒸发系统设计目录章前言 1概述第二章蒸发工艺设计计算 1蒸浓液浓度计算 2溶液沸点和有效温度差的确定S 2 1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失22各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失22 3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失2 3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算2 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 5温差的重新分配与试差计算5 1重新分配各效的有效温度差， 5 2重复上述计算步骤 6计算结果列表第三章NaO H溶液的多效蒸发优化程序部分3 1具体的拉格朗日乘子法求解过程3 2程序内部变量说明3 3程序

2、内容：3 4程序优化计算结果3 5优化前后费用比较第四章蒸发器工艺尺寸计算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4 1 2循环管的选择4 1 3加热室直径及加热管数目的确定4 1 4分离室直径与高度的确定4 2接管尺寸的确定4 2 1溶液进出4 2 2加热蒸气进口与二次蒸汽出口4 2 3冷凝水出口第五章、蒸发装置的辅助设备5 1气液分离器5 2蒸汽冷凝器5 2 1冷却水量 5 2 2计算冷凝器的直径23淋水板的设计5 3泵选型计算5 4预热器的选型第六章主要设备强度计算及校核 61蒸发分离室厚度设计 62加热室厚度校核第七章小结与参考文献：符号说明希腊字母：c

3、比热容，KJ/(Kg.h a对流传热系数，W /m2. Cd -管径，mA温度差损失，CD直径，mn误差，D加热蒸汽消耗量，Kg/h n热损失系数，f -校正系数，n阻力系数，F进料量，Kg/h入导热系数，W /m2. Cg重力加速度，9.81m/s2 P粘度，Pa.sh周度，m p密度，Kg/m3H高度，mk杜林线斜率K总传热系数，W/m2. CE加和L液面高度，m系数-加热管长度，m下标：1,2,3效数的序0进料的-淋水板间距，m-效数-第n效-压强，Pai内侧热通量，W/m2 m平均-传热速率，W o -外侧汽化潜热，KJ/Kg p 压强Rst- T-热阻，m2C /Ws污垢的-传热面积

4、，m2 w水的管心距，m w壁面的-蒸汽温度，C流速，m/s-蒸发强度，Kg/m2.h上标：-体积流量，m3/h :二次蒸汽的-蒸发量，Kg/h :因溶液蒸汽压而引起的：因液柱静压强而引起的:因流体阻力损失而引起的u-U质量流量，Kg/h 、 一 . 一 .一-溶剂的百分质量，第一章前言 1概述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

5、后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品；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。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

6、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，

7、可作为下一效的加热蒸气加以利用。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。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：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。物料的工艺特性蒸发的溶液本身具有某些特

8、性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，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。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。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

9、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，。操作稳定。此类蒸发器主要有b. c.，d.。其中，。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；，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 TOC o 1-5 h z ，c.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

10、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截面积的40%- 100%加热管的高度一以下；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。、芟第二章蒸发工艺设计计算W.ffi 1拌流多歌麦面授淡瞻浓缠工艺

11、流程图2 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。计算的主要工程有：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。蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。（1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件 如加热蒸气压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、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浓度。（3）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。根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量

12、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，重复步骤至5)，直到所求得各效传热面积相等=4557.3(1=3038.2kg/h并流加料蒸发中无额外蒸汽引出，可设 ：W2： W3=1： 1.1： 1.2而 W=W i+W2+W3=3038.2kg/h 由以上三式可得：W1=920.7kg/hoW2=1012.7kg/h。 W3=1104.8kg/h。/=0.12画=0.174*0.，1232溶液沸点和有效温度差的确定设各效间的压强降相等，则总压强差为：| /=p1-p K =501.3-30.4=470.9KPaap=式中 P

13、 -各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差KPa,第一次加热蒸气的压强KPa凶 末效冷凝器中的二次蒸气的压强KPa各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强即 P/=P2/ =P1-2Pi=501.3-2 470.9/3=187.4KPaP3尸Pk/=30.4KPa由各效的二次蒸汽压强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第效第二效第三效二次蒸汽压强Pi/ (KPa344.3187.430.4二次蒸汽温度Ti/( C (即下一效加热蒸汽温度138.2117.966.8二次蒸汽的汽化潜热(即下一效加热 蒸汽的ri/2154.12197.52332.8多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算:有

14、效总温度差式中有效总温度差，为各效有效温度差之和，c。第一效加热蒸气的温度，Co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,+凶+凶/式中-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,习/ -由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，C,2 2 1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失杜林规则dnhring srule ）: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浓度为参数的直角坐标图上，可得一组直线，称为杜林直线。附录五 位

15、NaOH水溶液的杜林线图。利用杜林线图，可根据溶液的浓度及实际压强下水的沸点查出相同压强下溶液的沸点，从而可以得出 /值。根据杜林规则也可以计算液体在各种压强下沸点的近似值。此法的义举世：某液体在两种不同压强下两沸点之差 ），与水灾同样压强喜爱；两沸点之差 ），其比值为一常数，即）/ ；所以，不要杜林线图也可以计算出溶液的 /值。我们的设计是根据Ti/ （即相间压强下水的沸点 和各效完成液浓度Xi由附录NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点tAi分 别为：3tAi=143.8 C。tA2=126.2 C。帖=84.8 C。贝-坐642-&T739理5. C=84.8-66.8=18.0 C

16、所以。c =5.6+8.3+18.0=31.9 C2 2 - 2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失L-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强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失1,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：/ aPm=P +式中Pm一蒸发器中液面和底层的平均压强，paP/一二次蒸气的压强，即液面处的压强，pa一溶液的平均密度，-液层高度g-重力加速度，根据Pm=P/+-取液位高度为1M=36.7KPa1

17、=138.8 C。T3根据【二=118.9 C。 T =72.2 C式中-根据平均压强求取的水的沸点C,-根据二次蒸气压强求得水的沸点C由NaOH水溶液比重图可得下列数据 NaOH水溶液密度（Kg/m Pm1=344.3+=349.6KPaPm2=187.4+=193.0KPaPm3 = 30.4+根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为所以 1= T 二-T =138.8-138.2=0.6 C2= T T =118.9-117.9=1.0 C耳 3= T 匕-T 72.2-66.8=5.4 C=0.6+1.0+5.4=7.0 C2- 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

18、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 根据经验其值可以省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引起的温度差损失即为凹 略。=0 c根据以估算的各效二次蒸汽压强 所以总的温度差损失为1-(=回 + I +及温度差损失，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点=31.9+7.0+0=38.9 C溶液的沸点ti=Ti/+5.6+0.6+0=6.2 C所以各效溶液沸点： t1=138.2+6.2=144.4 C,t2=117.9+9.3=127.2 C, t3=66.8+23.4=90.2 C0 3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算

19、第i效的焓衡算式为:有上式可求得第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0.94-0.7 xV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也二一第i效加热蒸气的汽化潜热原料液的比热-分别为第i效及第i-1效溶液的沸点第 凶效二次蒸气的汽化潜热-水的比热解而求得。第i效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式 , cpw=4.2035 KJ/(Kg. C 代入(aW1=0.9225D1同理第二效的热衡算式为所以热衡算式为W,0.94-0.7（

20、0.174-0.125=0.90572第三效的=0.7456 W2-0.0568W 什 237.93 又 Wi + W2+ W 3=3038.2（c（d联立（a，（b，（c，（d式，解得:Wi=1057.9Kg/hW2=1032.6Kg/hW3=947.7Kg/hD= 1169.0 Kg/h2 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式中-第i效的传热速率，W。-第i效的传热系数，W/m2,C).勺-第i效的传热温度差，C Si第i效的传热面积，m2在三效蒸发中，为了便于制造和安装，通常米用各效传热面积相等的蒸发器，即S1=S3=S3=S若求得的

21、传热面积不相等，应根据各效面积相的原则重新分配各校的有效温度差。方法如下：总的传热系数K;称为公式A)式中-，-管外蒸汽冷凝传热系数与管内液体沸腾传热系数管外和管内的污垢热阻管壁的导热系数因_管壁的厚度，日，列，凶加热管的外径、平均直径与内径，计算K0值主要在于求取关内溶液的沸腾传热系统。该值受溶液的性质、蒸发器的类型、沸腾传热 的形式伊基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。Q1=D1984.32113=1.94 一 Kg/h=七二151.8-145.8=6.0 C查得 RS0=0.86 X 105 .K/W , Rsi=3.44X 10-4m2K/W,

22、的加热管取规格为,b=2.5mm则 d =38mm,di=38-2.5 匕=33mm,d第一效：蒸汽在垂直管外的冷凝对流传热系数假设壁温 tW1=150C，特性温度 t= =10806.6验算：Re=398.5 其中，： 沸腾液体与其蒸汽间的表面压力P二次蒸汽压力，Pa。,N/m。液体的导热系数,W/ m.k。cl-液体的比热，J/Kg.K。液体的汽化潜热J/Kg。液体的密度Kg/m3。蒸汽的密度Kg/m3液体的动力粘度Pa s。回水的动力粘度Pa.soC 与表观液面局度百分比 h:管壁与沸腾液体间的传热温差 h有关的系数。加热管内含纯液柱高度占总管长的百分比。K。对一效查得：=0.07943

23、 N/m , P =344.3K Pa , C=0.33 ,q=3813.1J/Kg.K。=0.7036W/ m.k二2154.1KJ/Kg。=150-144.4=5.6K。3o=1090.5Kg/m=1.87807Kg/m3o-3=0.1944X 10 Pa.s =0.5345X 10 Pa s。带入上式解得:带入公式A)1=5903.9得 K1=1082.3检验，带入数据解得tw=149.9 C,与假设基本相同第二效：故不必重算。所以K1=1082.3 假设tw=135 C,特性温度t=135+138.2 ) /2=136.6 C,叵=138.2-135=3.2 C,由t值查得冷凝液的导热

24、 系数二0.6853二匚密度二二929.06Kg/m 3,粘度二二0.2068 X 10-3 Pa s,又=2145.1Kj/KgEj11 xI由公式:2=1.13验证：Re=由经验公式因为 t=135+127.2 ) /2=131.1 CKlI=529.9 2000,所以 2=9221.7对二效查得：区=0.08359 N/m , P=187.4 KPa, C=0.33, q=3738.0J/Kg.K。回3可3回-3冈二2197.5KJ/Kg。=1142.4Kg/m。=1.06027Kg/m。=0.2233 X 10 Pa.s。=135-127.2=7.8 K。=0.7090W/ m.k。r

25、-3=0.6925 X 10 Pa s。带入上式解得:带入公式/2=136.25 C t=138.2-135.3=2.9 C由t=136.25 C查得 3一3,=0.6853 二-,密度=928.93Kg/m，粘度上=0.2065 X 10 Pa s,又=2154.1Kj/KgX I根据式2= 得：2 =9454.33验证：验证：Re=493.12000,所以2=9454.1上一因为 t=135.3+127.2 ) /2=131.25 C对二效查得： 口二0.08359 N/m , P=187.4 KPa, C=0.33, q=3738.0J/Kg.K。=1.06027Kg/m 3 同-3=0

26、.2233 X 10 Pa.s。=0.7090W/ m.k。r二2197.5KJ/Kg。匡二1142.4Kg/m 3。二135.3-127.2=8.1K。M 八 _=0.6925 X 10-3 Pa s。根据公式:得 2=5653.1 由公式VA)计算得到 K2=1057.3L3检验带入数据解得tw=135.2 C,与假设基本相同，故不必重算。所以K2=1057.3 第三效根据式3 =假设 tW3=110C,导热系数 二0.6846,Re2000,验证：Re=特性温度 t=25=7114.6aZ1验证：Re=817.5 2000，所以 2=7114.6由 t=110+90.2 ) /2=100

27、.1 C3对三效查得：=0.0855 N/m , P=30.4 KPa, C=0.33, CL=3638.30J/Kg.K。二2332.8KJ/Kg。匡=1275Kg/m 3。=0.19326Kg/m 3。=0.2832 X 10-3Pa.s。=110-90.2=19.8K。经验公式：=0.7090W/ m.k。r3-3=1.555 X 10 Pa s。带入上式解得:3=4383.8 带入公式VA得 K 3=961.6凹a带入数据解得tw=110.0C,与假设基本相同，故不必重算。所以即心=1082.3,K2=1057.3差别不大，优化效果不明显，故用经验值分别带入公式：检验K3=961.6f

28、,K3=961.6Ki=1860。因为参数太多，值查的不准，计算的K值,K2=1280 二,K3=700Si二-得到S1= IS2=S3=误差为：1-误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。2 5温差的重新分配与试差计算二38.26m22 5 1重新分配各效的有效温度差，平均传热面积:S二重新分配有效温度差回旦W!-c2 5 2重复上述计算步骤：2 5 2 1由所求各效蒸汽量求各效溶液浓度1 HX1=。%=,X3=0.3 ,2 5 2 2计算各效溶液沸点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，故末效溶液的沸点同I X I=90.2.而二23.53 C ,则第三效

29、加热蒸汽温度 151.8134.5107.93有效温度差（C 9.4612.9323.53t =141.62+0.6=142.22 C;也可以由 t 1= T】匕=151.8-9.64=142.16 C说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效温度差为46.1 C以上计算结果总结如下2 5 . 2 . 3各效焓衡算:二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度t/（C （即下一效加热蒸汽 温度如下表：第一效第二效第三效二次蒸汽温度T j/（ C （即下一效加热蒸汽 温度135.67113.7366.8二次蒸汽的汽化潜热（即下一效加热蒸汽的r-2161.32222.32332.8第一效：=0.94

30、0.7 X =0.8595W3=0.859 5口W3=211.14 0.0482 W 1+ 07705W2 因为：W 1+ W2+ W3=3038.2Kg/h得：W 1=1047.1Kg/h ,W2=1023.4Kg/hW3 =967.7 Kg/h ,D=1165.4Kg/h与第一次热量恒算所得结果：W 1=1057.9Kg/h , W2=1032.6Kg/h , W3 =947.7Kg/h 比较并计算误差得3Kg/h=0.0103,=0.009 ,=0.0021相对误差均在误差允许范围之内股计算得各效蒸发面积合理。其各效溶液浓度无明显变化不必再算。 4计算各效传热面积2 5 2S1 =S2=

31、S3=误差计算得： 1-=1 36.27/38.15=0.049 151.8135.67113.7366.8操作压强P （ （KPa319.6162.630.430.4溶液沸点C142.22122.7490.2完成液浓度(13.018.530.0蒸发水量Wi Kg/h1047.11023.4967.7生蒸汽量D Kg/h1165.4传热面积S m237.18:37.1837.18表中 P 按 T/ =T2 =135.67C 查得,P 按 T =T =113.73 C 查得，P/ P, =30.4KPa发优化程序部分23 31具体的拉格朗日乘子法求解过程具体的拉格朗日乘子法求解过程如下：1)先输

32、入笔算得相关数据。计算总的蒸发量 根据Tpm3，Ta3，T3德具体数值计算相关量b视为不便的量。 在输入笔算的第一效和第二效蒸气的汽化潜热为程序内部循环作准备 根据公式 w 仁 w/ (1+r1/r2+r1/r3。w2=w/ (1+r2/r1+r2/r3。w3=w-w1-w2。 D1=w3*r3/R0。计算分别算出各效蒸发量并求出生蒸汽的量c0-水的比热容，c1-动力费附加系数，cd双精度变量，D1dt1,dt2,dt3,分别为温度差变量(6)(7)(8利用经验公式 R 仁(2466904.9T584.3*T1-4.9*T1*T1/1000。R2=(2466904.9T584.3*t1-4.9

33、*t1*t1/1000。求变化后的第一效和第二效蒸气的汽化潜热。当满足条件时退出循环并开始计算面积，同时求出费用，如果不 满足条件就自动传递变量第一效和第二效蒸气的汽化潜热，重新进入循环直至满足条件s平2分别计算年生蒸汽费用裔发器年折旧维修费用和整孔系统费用。并考虑节省的费用。程序内部变量说明：a0-计算年蒸汽费用时的常量3-面积的一维变量，b双精度变量，根据公式x仁f*x0/ (f-w1。x2=f*x0/ (f-w1-w2。进一步求出第一效和第二效的浓度 根据根据拉格朗日乘子法，求出各效温度差损失dt1、dt2、dt3。0.018, a双精度变量，b计算年蒸汽费用时的常量00.000146,B-蒸发器用不锈钢市场钢材价格0W-电费0.5,双精度变量”生蒸汽-双精度变量e循环控制常量0.00001,f溶液流量，0.15, h双精度变量，k1,k2,k3 -各效总的传热系数M双精度变量，m双精度变量，