氢氧化钠水溶液三效并流加料蒸发装置设计课程设计说明书

.z...-.可修编-化工原理课程设计说明书设计题目:氢氧化钠水溶液三效并流加料蒸发装置设计学生：***所在班级：*******学号：20**********设计时间：201*.**.**～201*.**.**指导教师：罗**审阅时间：化工原理课程设计任务书(蒸发装置设计)一、设计题目：氢氧化钠水溶液三效并流加料蒸发装置设计二、设计任务及操作条件：1.处理能力：年处理氢氧化钠水溶液80300吨。2．设备型式：中央循环管式蒸发器3．操作条件：(1)原料液浓度15%，完成液浓度30%，原料液温度15℃(2)加热蒸汽压为2atm（表压），冷却真空度为600mmHg。(3)各效蒸发器的总传热系数:K1=2000W/m2.K;K2=1600W/m2.K;K3=760W/m2.K;(4)静压力与阻力引起的温度差损失：第一效△1〞+△1‘‘‘=2第二效△2〞+△2‘‘‘=3第三效△3〞+△3‘‘‘=7(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，并忽略热损失。(6)每年按330天计，每天24小时连续运行。三、设计项目1.设计方案简介：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积。3.蒸发器的主要结构尺寸设计。4.主要辅助设备设计选型，包括汽液分离器及蒸汽冷凝器。5.绘图（3＃图纸）：带控制点的工艺流程图及蒸发设备工艺简图。6.对本设计的评述。四、参考资料1.理工大学化工原理教研室《化工原理》。2.**大学化工原理教研室《化工原理》。3.国家医药管理局医药《化工工艺设计手册》。4.《化学工程手册》编辑委委员会：《化学工程手册（第8篇）传热设备及工业生产》、《化学工程手册（第9篇）蒸发与结晶》。5.贺匡国主编《化工容器及设备简明设计手册》。6.华东化工学院，大学合编《化工容器设计》。7.茅晓东，建伟编《典型化工设备机械设计指导》。目录1.设计方案简介………41.1多效蒸发及其工艺流程………………41.2蒸发器简介……………42.工艺流程草图及相关符号说明……53.蒸发器的工艺计算…………………63.1估计各效蒸发量和完成液浓度………63.2估计各效溶液的沸点和总有效传热温差……………63.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算………83.4蒸发器传热面积的估算………………103.5有效温差的再分配……………………103.6重复上述计算步骤……………………103.7有效温差的再分配……………………133.8再次重复上述计算步骤………………133.9计算结果列表…………164.蒸发器的主要结构尺寸设计………164.1加热管的选择和管数的初步估算……………………164.2循环管的选择…………174.3加热室直径及加热管数目的确定……………………174.4分离室直径和高度的确定……………184.5接口管尺寸的确定……………………195.主要辅助设备设计选型……………205.1气液分离器的设计选型………………215.2蒸汽冷凝汽的设计选型………………226.设计结果一览表……………………237.设计评述……………248.参考资料……………259.附图…………………25设计方案简介1.1多效蒸发及其工艺流程多效蒸发是指将多个蒸发器串联，是加热蒸汽在蒸发过程中得到多次利用的蒸发流程。其目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用来节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，可将多效蒸发的操作流程分为并流、逆流、错流和平流。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了三效并流式的工艺流程。下面就并流加料流程作简要介绍。并流法指溶液与蒸汽在效间成并流的方法。如图1.1所示，溶液流向与蒸汽相同，即由第一效顺序流至末效。因为后一效蒸发室的压力较前一效为低，故各效之间可无须用泵输送料液。前一效的溶液沸点高于后一效，因此当溶液从前一效进入后一效，即成过热状态而立即自行蒸发（常称为自蒸发或闪蒸），可以发生更多的二次蒸汽，使能在次一效蒸发更多的溶液。此流程有下面几个优点：①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样的也存在着缺点：由于后效较前效浓度大、而温度又较低，黏度增加显著，因而传热系数就小很多。这种情况在最末一、二效尤为严重，使整个蒸发系统的生产能力降低。因此，本流程只适用于黏度不大的料液。1.2蒸发器简介为了适应生产商的多种需要，要求有各种不同结构形式的蒸发器。随着生产的发展，蒸发器的结构不断改进。目前常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中停留的情况，大致可分为循环型和单程型两大类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程型蒸发器可分为升膜式、降膜式、升-降膜式及刮板式等。另外还可按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管式蒸发器（如图1.2所示）。下面就其结构及特点做简单介绍。中央循环管式蒸发器的结构和原理：如图1.2所示，其下部的加热室由垂直的加热管束组成，中间有一根直径较大的中央循环管。当管液体被加热沸腾时，中央循环管气液混合物的平均密度较大；而其余加热管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，而沿加热管上升，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；蒸发器溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。图1.1三效并流加料蒸发流程图1.2中央循环管式蒸发器工艺流程草图及相关符号说明图2-1并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算示意图相关符号说明：D1——第Ⅰ效加热蒸汽量，kg/h；F——原料液量，kg/h；W1、W2、W3——分别为第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效的蒸发量，kg/h；Pi’——第i效二次蒸汽的压强，即液面处的压强，Pa；*0、*1、*2、*3——分别为原料液及第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效完成液溶质的质量分率，无因次；t0、t1、t2、t3——分别为原料液及第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效料液的温度，℃；T1、T2、T3——分别为第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效加热蒸汽的温度，℃；Ti’——第i效操作压强下水的沸点，亦即二次蒸汽的饱和温度，℃；TK’——冷凝器操作压力下二次蒸汽的饱和压力，℃；蒸发器的工艺计算3.1估计各效蒸发量和完成液浓度由年处理量为80300吨，且每年按照330天计，每天24小时连续进行，得料液的进料量F为：用总物料衡算确定总蒸发量W为：因并流加料存在自蒸发，且蒸发中无额外蒸汽引出，可设W1：W2：W3=1：1.1：1.2而W=W1+W2+W3=3.3W所以，各效的蒸发量为：对各效做物料衡算，设第Ⅰ、第Ⅱ效中溶液的浓度为*1及*2分别由F*0=L1*1=(F-W1)*1，L1*1=L2*2=(L1-W2)*2求得3.2估计各效溶液的沸点和总有效传热温差加热蒸汽压为2atm（表压），冷却真空度为600mmHg，换算成绝压：由表压=绝压-当地大气压，真空度=当地大气压-绝压，1atm=101.3kPa=760mmHg，当地大气压以市大气压为例，查资料知其为99.33kPa可求得加热蒸汽压P1=301.93kPa（绝压），冷却器的绝压为Pk’=19.36kPa假设各效间压力降相等，则总压力差为各效间的平均压力差为由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P1’=P1－ΔPi=301.93‐P2’=P1－2ΔPi=301.93－2×P3’=PK’由各效的二次蒸汽压力，从手册中可查得相应的二次蒸汽的温度和汽化潜能列于下表3-1中。表3-1二次蒸气的温度和气化潜热效数ⅠⅡⅢ二次蒸气压力207.74113.5519.36二次蒸气温度(即下一效加热蒸汽的温度）121.3102.959.3二次蒸气的气化潜热（即下一效加热蒸汽的气化潜热）2201.62250.92356.8（1）各效由于溶液沸点而引起的温度差损失Δ′，根据各效二次蒸汽温度（也即相同压力下水的沸点）和各效完成液的浓度*i，由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为tA1=129℃,tA2=113℃，tA3则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温度差损失为Δ1′=tA1‐T1‘=129‐121.3=7.7Δ2′=tA2‐T2’=113‐102.9=Δ3′=tA3‐T3’=75‐59.3=所以℃（2）由操作条件知，静压力与阻力引起的温差损失为第一效℃第二效℃第三效℃所以蒸发装置的总温度差损失为℃（3）各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸汽Pi’及温度差损失Δi’，即可由下式估算各效料液的温度ti又℃℃℃所以各效料液的温度为℃℃℃有效总温差由手册查得301.93kPa绝压下饱和蒸汽的温度为Ts=133.5℃，汽化潜热为r1=2167.5kJ/kg℃3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第i效的热量衡算式为由上式可求得第i效的蒸发量Wi。若在热量衡算式中计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失时尚需要考虑热利用系数η。对于一般溶液的蒸发，热利用系数η可取为ηiΔ*i（式中Δ*i为以质量分率表示的溶液的组成变化）。第i效的蒸发量Wi的计算式为式中，Di——第i效加热蒸汽量，kg/h，当无额外蒸汽抽出时，Di=WI-1；ri——第i效加热蒸汽的汽化潜能，kJ/h；ri’——第i效二次蒸汽的汽化潜能，kJ/h；cp0——原料液的比热容，kJ/(kg.℃)；cpw——水的比热容，kJ/(kg.℃)；ti、ti-1——分别为第i效和第i-1效溶液的温度（沸点），℃；ηi——第i效的热利用系数，无因次。第Ⅰ效的热量衡算式为因料液是低于沸点进料，需考虑到NaOH溶液的浓缩热的影响，热利用系数计算式为ηiΔ*i，式中Δ*i为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。ηi×（*1-*0）×(0.1768-0.15)=0.9612原料液的比热容由cp0=c*(1-*0)+cB*0计算，查手册得，溶质（即NaOH）的的比热容cB=2.01kJ/(kg.℃)，水的比热容为4.1871kJ/(kg.℃)，故cp0=4.187×（1-0.15）+2.01×0.15=3.86kJ/(kg.℃)所以①第Ⅱ效的热量衡算为②对于第Ⅲ效，同理可得③又W1+W2+W3=5069.4④联合解式①至式④，可得D1=3765.1kg/hW1=1579.8kg/hW2=1673.5kg/hW3=1816.1kg/h3.4蒸发器传热面积的估算任一效的传热速率方程为式中，Qi——第i效的传热面积速率，W；Ki——第i效的传热系数，W/(m2.℃)；Si——第i效的传热面积，m2；——第i效的传热温差，℃。所以℃℃℃误差为，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。3.5有效温差的再分配重新分配有效温度差得3.6重复上述计算步骤（1）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（2）计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各效温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为82.0℃T3=82.0则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸气温度)为由第Ⅱ效二次蒸气的温度（94.7℃）及第Ⅱ效料液的浓度（0.2208）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为104.4℃。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，故第同理由第Ⅰ效二次蒸气的温度(113.0℃)及第Ⅰ效料液的浓度（0.1777）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为120.1℃。则第第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即温度差重新分配后各效温度情况列于下表：表3-2三效蒸发器各效的温度效次ⅠⅡⅢ加热蒸汽温度，℃T1=133.5T1’=1T2’=有效温度差，℃△t1’△t2’△t3’料液温度（沸点），℃T1=122.1T2=107.4T3=82.0（3）各效的热量衡算T1’=113.0℃rT2’=94.7℃rT3’=59.3℃r第Ⅰ效⑤第Ⅱ效⑥第Ⅲ效⑦又⑧联合解式⑤⑥⑦⑧，可得D1=3653.5kg/hW1=1609.9kg/hW2=1695.8kg/hW3=1763.7kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为计算相对误差均在0.05以下，所以各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。（4）蒸发器传热面积的计算℃℃℃误差为，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。3.7有效温差的再分配重新分配有效温度差得℃℃℃3.8再次重复上述计算步骤（1）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（2）计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各效温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为82.0℃t3=82.0则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸气温度)为由第Ⅱ效二次蒸气的温度（94.91℃）及第Ⅱ效料液的浓度（0.2226）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为104.8℃。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，故第同理由第Ⅰ效二次蒸气的温度(113.5℃)及第Ⅰ效料液的浓度（0.1783）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为120.7℃。则第第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即温度差重新分配后各效温度情况列于下表：表3-2三效蒸发器各效的温度效次ⅠⅡⅢ加热蒸汽温度，℃T1=133.5T1’=1T2’=有效温度差，℃△t1’△t2’△t3’料液温度（沸点），℃t1=122.7t2=107.8t3=82.0(3)各效的热量衡算T1’=113.5℃rT2’=94.9℃rT3’=59.3℃r第Ⅰ效(a)第Ⅱ效(b)第Ⅲ效(c)又(d)联合解式(a)(b)(c)(d)，可得D1=3660.4kg/hW1=1607.2kg/hW2=1694.3kg/hW3=1767.9kg/h与第二次计算结果比较，其相对误差为计算相对误差均在0.05以下，所以各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。（4）蒸发器传热面积的计算℃℃℃误差为，迭代计算结果合理，所以，取平均传热面积为3.9计算结果列表如下表3-3物料计算结果效次ⅠⅡⅢ冷凝器加热蒸汽温度Ti，0133.5113.594.959.3操作压力P'i，,kPa161.3784.2719.3619.36溶液温度（沸点）ti，0122.7107.882.0完成液浓度*i，%17.8322.2630蒸发量Wi，kg/h1607.21694.31767.9蒸气消耗量D，kg/h3660.4传热面积Si，m2109.3108.8108.9注：表中P'1按T1＇=T2=113.5℃查得，P'2按T2＇=T3=94.9℃查得，P'k≈P'蒸发器的主要结构尺寸设计中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。4.1加热管的选择和管数的初步估算蒸发器的加热管通常选用φ25×2.5mm、φ38×2.5mm、φ57×3.5mm等几种规格的无缝钢管。加热管的长度一般为0.6—2.0m，但也有选用2m以上的管子。管子的长度的选择应根据溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和易起泡沫的蒸发宜选用短管。根据设计任务及NaOH溶液的性质，选用以下管子：L=2.0m，φ38×2.5mm。确定加热管的规格与长度确定后，可由下式初步估计所需的管子数n’式中，S——蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计算确定；d0——加热管外径，m；L——加热管长度，m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占的传热面积，则计算管子数n’时的管长应取（L-0.1）m。所以为完成传热任务所需的最小实际管数n，只要在管板上排列加热管后才能确定。4.2循环管的选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。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%。加热管的总截面积可按n’计算，循环管径以D1表示，则本次计算取加热管总截面积的50%，所以根据上式结果，从管子规格中选取管径相近的标准管型号为φ560×20mm，循环管的管长与加热管相等，为2.0m4.3加热室直径及加热管数目的确定加热管的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有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。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1.25～1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，管子规格确定后，相应的管心距则为确定值。表4-1中摘录了管心距的数据。表4-1不同加热管尺寸的管心距加热管外径19253857管心距25324870由上表查得规格为φ38×2.5mm的管心距为t=48mm管子按正三角形排列，则加热管径可采用下式进行初步估算其中，。取所以加热室径和加热管数采用作图法确定，壳体径的标准尺寸列于表4-2中。表4-2壳体的尺寸标准壳体径，400～700800～10001100～15001600～2000最小壁厚，8101214根据初估加热室径和容器公称直径系列表，试选用D=1400mm作为加热室径，并以此径和循环管外径D1=560mm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。由作图可得，当径为1400mm时，得管数为476根，与初值比，其相对误差为|1-480/476|=0.0084，误差较小。故取加热室径为1400mm，壁厚为12mm。4.4分离室直径和高度的确定分离室的直径和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。（1）分离室体积的计算公式为式中，V——分离室的体积，m3；W——*效蒸发器的二次蒸汽流量，kg/h；ρ——*效蒸发器的二次蒸汽密度，kg/m3；U——蒸发器体积强度，m3/(m3.s)；即每立方米分离室每秒钟产生的二次蒸汽量，一般允许值为1.1～1.5m3/(m3根据蒸发器工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度的数值围选取一个值，即可由上式计算出分离室的体积。一般情况下，各效的二次蒸汽量不相同，且密度也不相同，按上式计算出的分离室体积也不同，通常末效体积最大。为方便起见，设计时各效分离室的尺寸可取一致，分离室体积宜取其中较大者。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表4-3二次蒸气相应密度 效次ⅠⅡⅢ二次蒸气温度113.594.959.3二次蒸汽流量Wi，kg/h1607.21694.31767.9二次蒸气密度0.92210.50390.1301蒸发器体积强度取值为U=1.2m3/(m3所以分离室体积取最大值为V=3.1456m3（2）分离室体积确定后，其高度H与直径D符合下列关系：利用此关系确定高度和直径时应考虑如下原则：①H/D=1～2；②H>1.8，以保证足够的雾沫分离程度；③在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使结构简单，加工制造方便。因此，取H/D=1.5，则由关系解得:D=1.39m，H=2.10m，满足要求。则加热室直径取1.4m，高度取2.1m4.5接口管尺寸的确定流体进出口接管的径按下式计算式中，VS——流体的体积流量，m3/s；u——流体的适宜流速，m/s。流体的适宜流速列于表4-4中。表4-4流体的适宜流速强制流动的液体，m/s自然流动的液体，m/s饱和蒸汽，m/s空气及其他气体，m/s0.8～150.08～0.1520～3015～20溶液的进出口对于并流加料的三效蒸发，第Ⅰ效溶液的流量最大，为统一管径，按第Ⅰ效溶液流量来确定管径，溶液的适宜流速按强制流动算，即u=0.8～15m/s，此处选取u=4m/s，则查NaOH水溶液相对密度图得质量分数为15%的NaOH水溶液相对密度为ρ1=1.165g/cm3，所以根据无缝钢管的常用规格选用φ36×3.5mm的标准管加热蒸汽进口与二次蒸汽出口饱和蒸汽适宜的流速u=20～30m/s，此处取u=25m/s；为统一管径，取体积流量最大的末效来计算管径的体积流量，则根据无缝钢管的常用规格选用φ480×15mm的标准管冷凝水出口冷凝水的排出属于自然流动，u=0.08～0.15m/s，接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。因此，按第Ⅲ效计算第Ⅲ效二次蒸汽温度为59.3℃，其对应的冷凝水的密度为983.5kg/m3，取u=0.12m根据无缝钢管的常用规格选用φ83×3.5mm的标准管5.主要辅助设备设计选型蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器与蒸汽冷凝器。5.1气液分离器的设计选型蒸发操作时，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，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。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。其性能参数如表5-1所示。表5-1惯性式除沫器的性能捕集雾沫的直径，μm压力降,Pa分离效率,%气速围，m/s>50196～58885～90常压12～50（进口）减压>25(进口)在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：式中，二次蒸气的管径，m；除沫器管的直径，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除沫器管顶部与器顶的距离，m。所以，D1=D0=0.48mD2=1.5D1=1.5×0.48=0.72mD3=2D1=2×0.48=0.96mH=D3=0.96mh=0.5D1=0.5×0.48=0.24m5.2蒸汽冷凝汽的设计选型蒸汽冷凝汽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。二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷凝效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛采用。直接接触式冷凝器有多孔板式、水帘式、填充塔式及水喷射式等，现采用多孔板式蒸汽冷凝器。其性能参数列于表5-2中。表5-2多层多孔板式蒸汽冷凝器的性能水气接触面积压降塔径围结构与要求水量其他大1067～2000Pa大小均可较简单较大孔易堵塞冷却水量VL冷却水流量利用多孔板式冷凝器的性能曲线查得。由冷凝器进口蒸汽压力19.36Kpa和冷却水进口温度25℃可查得1m3冷却水可冷却的蒸汽量*=式中，VL——冷却水量，m3/h；WV——所需冷凝的蒸汽量，Kg/h。与实际数据相比，由多孔板式冷凝器的性能曲线计算的VL值偏低，故设计时取则冷凝管直径D取二次蒸汽流速为u=15m/s，则淋水板的设计（1）淋水板数：因为D>500mm，所以取淋水板8块。（2）淋水板间距：D>500mm，淋水板间距由经验公式Ln+1=(0.6～0.7)Ln，L末≥0.15m计算。取Ln+1=0.7Ln,L7=L末=0.15m，则依次计算出：L6=L7/0.7=0.15/0.7=0.21mL5=L6/0.7=0.21/0.7=0.30mL4=L5/0.7=0.30/0.7=0.43mL3=L4/0.7=0.43/0.7=0.61mL2=L3/0.7=0.61/0.7=0.87mL1=L2/0.7=0.87/0.7=1.24m（3）弓型淋水板宽度：最上面一块B’=（0.8～0.9）D，m；其他各块淋水板B=0.5D+0.05m所以B’=0.8×0.566～0.9×0.566=0.453～0.506m，取B’=0.500m其他各块淋水板B=0.5×0.566＋0.05=0.333m。（4）淋水板堰高h：当D≥500mm时，h=50～70mm因为D=566mm>500mm，故取h=60mm（5）淋水板孔径：因冷却水循环使用，故d取8mm。（6）淋水板孔数：淋水孔流速采用下式计算式中，η——淋水孔的阻力系数，η=0.9