蔗糖水溶液三效并流加料蒸发装置的设计

食品工程原理课程设计说明书设计题目：蔗糖水溶液三效并流加料蒸发装置的设计设计者：班级14粮工 姓名余海军学号 一指导教师：设计成绩： 日期 一黑龙江八一农垦大学食品学院TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument".概述 （1）\o"CurrentDocument"蒸发及蒸发流程 （1）\o"CurrentDocument"蒸发操作的分类 （1）\o"CurrentDocument"蒸发操作的特点 （1）\o"CurrentDocument"蒸发设备 （2）\o"CurrentDocument"蒸发器选型 （3）\o"CurrentDocument".设计任务 （3）\o"CurrentDocument"设计任务 （3）\o"CurrentDocument"操作条件 （3）\o"CurrentDocument".设计条件及设计方案说明 （4）.物性数据及相关计算 （5）蒸发工艺设计计算 （5）估计各效蒸发量和完成液浓度 （5）\o"CurrentDocument"估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 （6）\o"CurrentDocument"加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 （8）\o"CurrentDocument"蒸发器传热面积的估算 （9）\o"CurrentDocument"有效温度的再分配 （10）\o"CurrentDocument"重复上述计算步骤 （10）\o"CurrentDocument"计算结果列表 （13）\o"CurrentDocument".主体设备计算和说明 （14）\o"CurrentDocument"加热管的选择和管数的初步估计 （14）\o"CurrentDocument"循环管的选择 （14）\o"CurrentDocument"加热室的直径以及加热管数目的确定 （15）分离室直径和高度的确定 （15）\o"CurrentDocument"接管尺寸的确定 （17）\o"CurrentDocument".辅助设备的选择 （18）（18）（18）TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"蒸汽冷凝器 （19）\o"CurrentDocument".三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果 （21）蒸发器的主要结构尺寸 （21）气液分离器结构尺寸 （21）蒸汽冷凝器主要结构 （21）.心得体会 （22）.参考文献 （22）1概述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;（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二次蒸汽。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。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。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：振中央循环管式蒸发器^悬筐式蒸发器c.外热式蒸发器工列文式蒸发器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、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1.5蒸发器选型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。中央循环管式蒸发器结构紧凑，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1〜2m；加热管径多为25〜75mm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。2设计任务设计任务(1)蒸发器处理能力为年产10000吨蔗糖水溶液；操作条件(1)原料液浓度10%,完成液浓度70%;原料液温度第一效沸点温度；原料液比热容3.768kJ/kg-℃;(2)加热蒸汽压为.200kPa(绝压)，冷凝器压强为15kPa(绝压)。(3)各效蒸发器的总传热系数：K=1500W/(m2.℃)；K2=1000W/(m2.℃)；K3=500W/1 2 3(m2.℃);(4)各效蒸发器中液面的高度1.5m；(5)各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效传热面积相等，并忽略浓缩热和热损失。(6)每年按300天计，每天24小时连续运行。(7)厂址:大庆3设计条件及设计方案说明本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，在工业上被称为标准蒸发器。其特点是结构紧凑、制造方便、传热较好及操作可靠等。它的加热室由垂直的加热管束组成，在管束中央有一根直径很大的管子，称为中央循环管。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每效分配到的温差不能小于5〜7℃。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液，应采取2〜3效。由于本次设计任务是处理KNO3溶液。这种溶液是一种沸点升高较大的电解质，故选用三效蒸发器。另外，由也no3溶液是一种粘度不大的料液，故多效蒸发流程采用并流操作。多效蒸发器工艺设计的主要依据是物料衡算、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等。多效蒸发器的计算一般采用迭代计算法。4.物性数据及相关计算蒸发工艺设计计算

年产量：：10000吨，且每年按照300天计算，每天24小时。F_(10000x年产量：：10000吨，且每年按照300天计算，每天24小时。F_(10000x103)

—300x241389kg/h总蒸发量:W=F(1-3)=1389x(1-巴)=1190.5kg/h0.7X3因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设w1:W2:w3=1：1.1：1.2W+吗+y=3吗1190.53.3=360.75kg/hW=1.1x360.75=396.8kg/hW=1.2x360.75=423.9kg/h，4二1389x0.1。=0.1351F-W1389-360.5=0.22_Fx. _ 1389x=0.22x2-F-W°-W-1389-360.75-396.8X3=0.704.3估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差设各效间压力降相等，则总压力差为£AP=P—P'=200—15=185kPa1k一£AP185……各效间的平均压力差为APi=——=丁=61.7kPa3 3 3由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P'=p—AP=200—61.7=138.3kPaP'=P—2AP=200—2义61.7=76.6kPaP3=Pk=15kPa由各效的二次蒸气压力，从手册中可查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中。表4-1二次蒸气的温度和气化潜热效数IIIm二次蒸气压力P'kPai138.376.615二次蒸气温度T',0Ci1099353.5(即下一效加热蒸汽的温度)二次蒸气的气化潜热r',kJ/kgi223422752370(即下一效加热蒸汽的气化潜热)(1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失A'蒸发操作常常在加压或减压下进行，从手册中很难直接查到非常压下的溶液沸点。所以用以下方法估算。A'=fA/0.0162(7'+273)2

f= i rAa-常压下(101.3kPa)由于溶质引起的沸点升高，即溶液的沸点-水的沸点常压下水的沸点为100℃。查表得常压下不同质量分数的蔗糖沸点如下表

质量分数kg/l13.5%22%70%沸点℃〃*100.1100.3105.1经查表知200kPa下饱和蒸汽温度为120.2℃,气化潜热为2204.6kJ/kgA，=tA-1000.0162x(1090.0162x(109+273)22234X(100.1-100)=0.11℃A，2=fAa0.0162x(93A，2=fAa0.0162x(93+273)22275X(100.3-100)=2.86℃A,3=fAa0.0162x(53.5+273)22370x(105.1-100)=3.72℃所以温差损失为:zA=A,]+A2+A,3=0.11+2.86+3.72=6.69℃(3)各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失为简便计算，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:Pav1Pav2=P'Pav1Pav2=P'+PgL

a2PgL——av1 2PgL—av2 1.120x9.81x1.5=138.3+ =146.5kPa21.290X9.81X1.5=76.6+ =86.1kPaPav3=P'+22…:15+L460X9.81XL5=25.7kPa由平均压力可查得对应的饱和温度为:av1av2av3A”=T'=av1av2av3A”=T'=110.4oC=95.2oC=63.7oC1A"所以2A"3pt=T'=Tav1av2Za=-T=1.4oC1-T'=2.2oC2-Tj10.2oCA,+£a"+£a”,=13.8oC(4)由流动阻力而引起的温差损失A,，,取经验值1℃，A=A=A=1,则Za'=3oC故蒸发装置的总损失温度差损失为:1 2 3Za工A+ZA+Za”=6.69+13.8+3=23.49oC(5)各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸气P「及温度差损失△：，即可由下式估算各效料液的温度ti:t=T'+AA=A'+A”+A”=0.11+1.4+1=2.51oCA=A'+A"+A"'=2.86+2.2+1=6.06oCA3=A'3+A3+A"3=3.72+10.2+1=14.92oC各效料液温度为t=T+A=109+2.51=111.51oCt=T'+A=93+6.06=99.06oC13=T3'+A3=53.5+14.92=68.42oC有效总温度差ZAt=(T—T)—ZASK由手册可查得200kPa饱和蒸汽的温度为120.2℃、气化潜热为2204.6kJ/kg,所以Za=(T—T')-Za=120.2-53.5-22.3=44.4℃tsk4.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第i效的热量衡算式为一…Wc )(t一t.)+Wr,Q=Dr=(Fc-W1一…Wc )(t一t.)+Wr,由上式求得第i效蒸发水量%的计算式Dr t-tW=nf+(Fc-Wc Wc)-xiir p0 1pw i-1pwri i对于沸点进料，10=tj考虑到蔗糖溶液浓缩受热的影响，热利用计算式为0.98-0.7Ai,其中A，为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化第1效的蒸发水量W1为

n=n=n=0.98一一,Dr 22046所以w=nT+=0.98X D=0.967D1 1r' 22341 1第n效的蒸发水量w2为Wr t一tW=n[—+(Fc一Wc)t一2]2r po1pwr'TOC\o"1-5"\h\z2' 2Wr 、t-1W=n[—1+(Fc-Wc)t 22 2r' po1pwr'222234 111.5-99.06=0.98[ W+(1389x3.5-4.187W) —一]22751 1 2275=0.94W1+26.1对于第ni效，同理可得[匕[匕3+(Fc3r' po3t—t-Wc)^ 3~]2pwr'2275 99.06-68.42=0.98x[ W+(1389x3.5-4.187W-4.187W)- ]23702 1 2 2370=0.89W+61.59-0.053W又W1+W2+W3=1190.5kg/h联解上面各式，可得W=395.4kg/hW=397.8kg/hW=394.6kg/hD1=408.9kg/h4.5蒸发器传热面积的估算Q

1—KAttQ=Dr=408.9x2204.6x103/3600=2.5x105WA11=d=120.2-111.51=8.69°CS=-Q—=19.18m2K1A11

Q=Wr'=395.4x2234x103/3600=2.45x105WA12=T2-12=109-90.06=18.94oCS=—2—=12.94m2K2A12Q=Wr'=397.8x2275x103/3600=2.5x105WA13=T3-13=93-68.42=24.58oCS=-2-=20.3m2K3At3一S 误差为1-}=0.36,误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程，Smax使三个蒸发器的传热面积尽量相等。4.6有效温度的再分配S_S1Ati+S2At2+S3At3_19.18x8.69+12.94x18.94+20.3x24.58_1754一 ""^A~~52.21 .重新分配有效温度差，可得sAt'__1At_9.5oCs1sAt'_一At_13.9oCs2sAt'_tAt_28.5oCs34.7重复上述计算步骤计算各效料液由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即Fx o1389x0.13_019Fx o1389x0.11389-395.41389x0.11389-395.4-397.8_0.23X_勺2f-W-W1 2x3_0.710

4.7.2计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为68.42℃，即13=68,42℃则第m效加热蒸汽的温度（也即第n效料液二次蒸气温度）为T=t+At'=68.42+28.5=96.92℃3 3 3在此温度下汽化潜热r,=2266.1kJ/kg3用公式A'=fAa再次对料液温度进行估算A1=fA1=fA=0.0162x(96.92+273)22266.1x(100.3-100)=0.29℃由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，故第n效料液的温度为12=97.22+2.2+1=100.42℃同理T=T1=100.42+13.9=114.32℃2 1在此温度下汽化潜热：r2=2258KJ/kg第一效料液温度：11=114.42+1.4+1=116.82℃T=116.82+9.5=126.32℃11=2219KJ/kgZAt=9.5+13.9+28.5=51.9℃温度差重新分配后各效温度情况列于下表：表4-2三效蒸发器各效的温度效次 I n m加热蒸汽温度，°C T1=126.32 T'2=114.32 T'3=96.9211

有效温度差，CAt'=9.5At'=13.92At'=28.53料液温度，0c片116.82t2=100.42t3=68.42各效的热量衡算T'=114.32oC1T'=96.920CF=53.5oC〈二2219KJ/kgr'2=2258KJ/kgr3'=2266.1kJ/kg第ni效Dr2204.6一^=0.98x2219D1=0.9736D1①t-第ni效Dr2204.6一^=0.98x2219D1=0.9736D1①t-t(Fc-Wc)t ^]②po1p0r'22219=0,98[ W+(1389x3.5-4.187W)22581 1=。.933W1+34.6=^[W2^33 r,3116.82-100.422258t-t+(Fc-Wc-Wc)t一^]②po1pw2258=0,98[ W+(1389x3.5-4.187W-4.187W)22662 1 2100.42-68.422266 ]=0.919W+67.28-0.058W③又因为W]+W2+W3=1190.5kJ/h④联解上面①②③④式得12W=386.8kg/h1W=395.4kg/hW=408.2kg/hD1=397.3kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为11一黯°.021395.4397.81=395.4397.81=0.006408.2394.61=0.034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。其各效溶液无明显变化，不需要重新计算。蒸发器传热面积的计算Q

1—KA

ttQ=Dr=397.3x2204.6x103/3600=2.4x105WAt11=9.5oCS=—^1—=16.8m2K1A11Q=Wr'=386.8x2234x103/3600=2.4x105WAt12=13.9oCS=幺—=17.3m2K2A12Q=Wr'=395.4x2275x103/3600=2.5x105WAt13=28.5oCS=Q3=17.5m2K3At3误差为1-Smin=0.04<0.05,迭代计算结果合理,取平均传热面积为：S=17.2m2Smax4.8计算结果列表表4-3物料计算的结果13

效次IIIm冷凝器加热蒸汽温度，0C126.32114.3296.9253.5操作压力P'.kPa1,138.376.61515溶液温度(沸点)ti0Ci,116.82100.4268.4完成液浓度xi,%192370蒸发量Wi,kg/h386.8395.4408.2蒸气消耗量D,kg/h397.3传热面积Si,m217.517.517.55主体设备计算和说明加热管的选择和管数的初步估计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。加热管的型号选用：@38X2.5mm加热管长度选用：2.0m初步估算所需管子数为n'sn'二 兀sn'二 兀d(L—0.1)0二77兀义38*10-3义(2.0—0.1)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来考虑的。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%。本次计算取50%。则循环管的总截面积为-D2=0.5ndd241 4iD=-v0.5nd=<0.5x77x(38—2x2.5)=204.7mm1 i因为S较大，根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为@245X12mm。循环管的管长与加热管相等，为2.0m。循环管的规格一次确定。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中。14

5.3加热室的直径以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。加热管在管板上的排列方式为正三角形，不同加热管尺寸的管心距查表得表5-1不同加热管尺寸的管心距加热管外径d0,mm 19 25 38 57管心距t,mm 25 32 48 70由上表查得型号为@38X2.5mm的管心距为t=48mmn=1.1U=1.1V77=9.65c估计加热室的内径D.=t(n-1)+2br其中，b，=G〜1.5)d0取b'=1.2d0=1.2义38=45.6mm所以D=t(n-1)+2b'=48(9.65-1)+2x45.6=506.4mmi c表5-2壳体的尺寸标准壳体内径，mm 400〜700 800〜1000 1100〜1500 1600〜200最小壁厚，mm 8 10 12 14根据估算，及容器的公称直径表，试选用D=600mm作为加热室的内径，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。当内径为600mm时，获得管数大于估算的管数，满足要求。所以加热室的型号选用：@600X8mm。5.4分离室直径和高度的确定分离室体积的计算式为WV二 3600pU其中，U为蒸发体积强度，其中，U为蒸发体积强度，一般允许值为1.11.5m3/(m3-s),在此取m3/(n3•s)将工艺计算中二次蒸气的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸气的密度列于下15

表5-3二次蒸气相应密度效次IIIm二次蒸气温度t，,0ci114.3296.9253.5二次蒸汽流量Wi,kg/h386.8395.4408.2二次蒸气密度p,,kg/m30.96350.53960.0979依据上表数据，分别算出各效分离室数据w386.8 V一 1 一 一0075m3u.umtiv13600pU3600x0.9635x1.5w1395.4 V— □ — —0136m3JU.±Ju〃cj23600pU3600x0.5396x1.52w408.2 V一 3— —0773m333600pU3600x0.0979x1.5为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积V取最大值V=0.773m3。分离室的高度和直径的确定确定需考虑的原则：①H:D=1〜2，取H:D=1.5②H>1.8③在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同。兀一根据V=-D2H4可得：H=1.3mD=0.87m5.5接管尺寸的确定流体进出口计算公式：■4Vd='--ss

nu表5-5各效冷凝水密度效次IIIm溶液温度t.0C1,116.82100.4268.416

完成液浓度xi,%192370冷凝水的密度P水/kg/m3945.6958.4978.7各效中溶液的平均密度计算:FF

p二—x——

，VV

水FF

p二—x——

，VV

水945.61-0.19958.41-0.23一(F-FX)/p 1-X=1167.4kg/=1167.4kg/m3=1244.7kg/m3178077=3262.3kg/m35.5.1溶液的进出口为统一管径，按第I效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即u=0.8~15m/s,此处选取u=1m/s则F1389V=一= =0.00033m3/ssp1167.4x360017寸.14x0.00033 .d= s= =20mm\冗u\兀依据无缝钢管的常用规格选为①25x5mm的标准管。加热管蒸汽进口与二次蒸气出口的确定表5-4流体的适宜流速强制流体的液体，m/s自然流体的液体，m/s 饱和蒸汽，m/s 空气及其他气体，m/s0.8〜150.080.8〜150.08〜0.1520〜3015〜20WV=—3WV=—3s3 P3：4x1.16=221.9mm饱和蒸汽适宜的流速u=20~30m/s,此处取u气=30m/s为统一管径，取体积流量最大的末效流量为计算管径的体积流量，则408.2 … =1.16m30.0979x3600依据无缝钢管的常用规格选用为①245x10mm的标准管。冷凝水进出口的确定17

冷凝水的排出属于自然流，U=0.08〜0.15mIs,设U冷凝水=0.15m/s分别计算各效冷凝水的管径:3973 =1.17x10一4m3/s945.6x3600■4H1 s1——,KU■4H1 s1——,KU冷凝水' x1000=31.47mmKx0.15W——1-pk水2386.8 =1.12x10-4W——1-pk水2'nu冷冷凝水W■4x1.12'nu冷冷凝水W■4x1.12x10-4/ x1000=30.84mmVKx0.15—2-P水3395.4— =1.12x10-4m3/s978.7x36004H4H s3-nu冷凝水,4x1.12x10-4 x1000=30.84mm\Kx0.15为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则d'=31.47mm

3依据无缝钢管的常用规格选用直径为①32x3.5mm的标准管。6辅助设备的选择气液分离器根据蒸气流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液分离器。其主要尺寸确定为：除沫器内管的直径D0氏口=204.7mm且DjD2：D3=1:1.5:2 D0,二次蒸汽的管径除沫器外罩管的直径D2=1.5xD]=1.5x204.7=307.05mm除沫器外壳的直径D3=2xD]=2x204.7=409.4mm除沫器的总高度18

H=D=409.4mm3除沫器内管顶部与器顶的距离h=0.5xD1=0.5x204.7=102.35mm选取除沫器内管：①219x10mm除沫器外罩管：①325x10mm除沫器外壳：①426x10mm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，其冷凝效果好，被广乏采用。选用多层多孔板式冷凝器冷却水量VL冷却水进出口压力为15kPa，取冷却水进出口温度为25。C由板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m3冷却水可冷却的蒸汽量为X=46.5kg/m3W395.4X46.5W395.4X46.5=8.5m3/h=1.23VL理=1.23x8.5=10.5m3/h冷凝器的直径D根据进入冷凝器的二次蒸气的体积流量W=395.4m3/h，由流量公式计算冷凝器的V直径：二次蒸气流速u为15〜20m/s，此处取u=20m/s。八■函: 4x395.4—0.31mD———0.31m丫兀u ，兀x3600x0.0979x15故取D=325mm淋水板的设计淋水板数：D=630mm>500mm,所以取n—9块淋水板间距：当7、9块板时,L]=（0.6〜0.7）L,L末>0.15m19

取L=2.5mi根据Ln+1=0.65Ln则L=0.65L=0.6x2.5=1.625mL=0.65L=0.65x1.625=1.056mL=0.65L=0.65x1.056=0.686mL=0.65L=0.65x0.686=0.446mL=0.65L=0.65x0.446=0.290mL=0.65L=0.65x0.290=0.188mL末>0.15m则淋水板间距符合条件。弓形淋水板的宽度：最上面一块B'=0.9D=0.9x630=567mmB=0.5D+50=0.5x630+50=365mm淋水板堰高：D=630mm>500mm;h取60mm淋水板孔径:冷却水循环使用，d取8mm淋水板孔数:n= ^l实 n

3600—d2u4 0U0=n。72gh=0.97