化工设计说明书蒸发器.docx

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1、第一章蒸发装置的设计蒸发器是一种特殊的传热设备，它与一般的传热设备的区别是：需要不断地将蒸发所产生的二次蒸汽除去，因此， 蒸发器在结构上除设有用于进行热量交换的加热室之外，还设有气液分离的蒸发室。此外，为了使蒸汽和液沫能有效地分离，还设有除沫器。随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结果各异。目前，工业上常用的为间接加热蒸发器，根据溶液在蒸发器中流动的情况， 大致可将其分为循环型与单程型两类。循环型蒸发器包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。这些蒸发器结构不同，性能各异，均有自己的特点和适应

2、场合。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的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。1.1 加热蒸汽压强的确定通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，若超过了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，应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，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，又可以减少末效进入冷

3、凝器的二次蒸汽量， 提高了蒸汽利用率。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，但是通常所用饱和蒸汽温度不超过180，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费用。一般加热蒸汽压强在范围之内。通过上述的规定，选择作为加热蒸汽压强。1.1.2 冷凝器操作压强的确定若一效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。而且各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。 若一效加热蒸汽压强低，末效采用真空操作。此时各效产生的二次蒸汽温度低，进入冷凝器需要消耗大量冷却水，而且溶液黏度大，传热差。根据以上论述选冷凝器的真空度取。1.

4、1.3 进料状况的确定单位时间内蒸发的水量越多，蒸发器的生产能力越好，所以，尽量使热量尽可能 多的用于蒸发水量。而进料热状况可以影响蒸发水量。进料状况影响蒸发器的生产能力：（）低于沸点进料时，需消耗部分热量将溶液 加热至沸点，因而降低了生产能力；（）沸点进料时，通过传热面的热量全部用于蒸 发水分，生产能力有所增加；（）高于沸点进料时，由于部分原料液的自动蒸发，使 生产能力有所增加。根据以上论述本设计采用沸点进料。为了便于计算本设计假设冷凝水在饱和温度下排出并且二次蒸汽全部用于下次 应用。一多效蒸发效数的确定蒸发过程中总的有效温度差是给定的， 它是过程中最大的温度差，是加热蒸汽的 冷凝温度和末效

5、被蒸发溶液沸点温度之间的差数。由于沸点升高，每效都有温度差损 失，它使传热的有效温度差降低。装置的效数越多，有效温度差越小。效数有一定的 限度，不能超越定的总的温度差。止匕外，效数增加，蒸发设备的投资也增加。因此， 工业上碱液蒸发装置多取三效蒸发。1.多效蒸发流程的选择按溶液与蒸汽相对流向的不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。.并流并流是工业上最常见的加料模式优点缺点溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度 较低的蒸发器，故溶液在效间的输送可以利用效 间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液 流入温度和压力较低的后一效后，会产生闪蒸， 闲也可以多产生TP分二次蒸汽。止匕外，此法操 作简

6、便，工艺条件稳定。随着溶液从前一效逐效流向后面 各效，其组成增高，而温度反而 降低，致使溶液的黏度也增加， 蒸发器的传热系数下降。并流法操作只使用于黏度不大的料液蒸发2.逆流料液与蒸汽呈逆流操作优点缺点随着料液浓度的提高，其温度相应提高， 使料液黏度增加较小，各效的传热系数相 差/、大，故可生产较局浓度的浓缩液。逆流操作需设置效见料液输送泵，动 力消耗较大，操作比较复杂。各效均在低 于沸,照下进料，没有自蒸发，与并流相比， 所产生的二次蒸汽量较小。对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。适合于黏度随温度和组成变 化较大的溶液，不适合于处理热敏性物料。.平流 各效都加入料液又都引出浓缩液。

7、 此法除用于有结晶析出的料液外，还 可用于同时浓缩两种以上不同水溶液。.错流 它是并、逆流的结合。其特点是兼有并逆流的优点避免缺点，但操作复杂，控制困难，应用不多。根据上述比较，对于碱溶液（黏度变化不大），本设计采用并流的方法进行蒸发。蒸发器的类型蒸发器类型结构特点优点缺点中央循环管式中央循环管式蒸发器的加 热室由一垂直的加热管束 构成，在管束中央有一根 直径较大的管子，称为中 央循环管结构紧凑、制造 方便、操作可靠循环速度较低、 溶液的沸点图、 有效温度差减 小、设备的清洗 和检修不方便悬筐式加热室像个悬筐，悬挂在 蒸发器壳体的卜部，可由 顶部取出，便于清洗与更 换。加热介质由中央蒸汽 管进

8、入加热室，而在加热 室外壁匕蒸发器壳体的内 壁之间后环隙通道适用于蒸发易结 垢或启晶体析出 的溶液结构复杂，单位 传热面积需要的 设备材料量较大外热式加热室与分离室分开便于清洗与更换 可以降低蒸发器的总高度溶液的循环速度大列文加热室的上部增设一沸腾室循环速度大，传 热效果好、适用 于处理有晶体析 出或易结垢的溶 液设备庞大，需要 的厂房局、由于 液层静压力大， 故要求加热蒸汽 的压力较局强制循环利用外加动力（循划、呆） 使溶液沿一定方向作高速 循环流动传热系数大，对 于黏度较大或易 结晶、结垢的物 料，适应性较好动力消耗较人开膜加热室由一根或数根垂直的长管组成适用于蒸发量较 大（即稀溶液）、

9、热敏性及易起泡 沫的溶液，但不 适于局黏度、有 晶体析出或易结 垢的溶液降膜原料液由加热管的顶部加 入，每根加热管的顶部均 需设置液体布膜器蒸发组成较高的 溶液、适用于黏 度较大的物料不适用易结垢或 易结晶的溶液、 传热系数较小升一降膜升膜和降膜蒸发器装在一个外壳中适用于蒸发过程 中溶液的黏度变 化很大，水分蒸 发量不大和厂房 同度启aE限制 的场合刮板薄膜利用旋转刮片的刮带作 用，使液体分布在加热管对物料的适应性很强结构复杂、动力 消耗大、传热面啻上积选用蒸发器的结构型式应考虑一下原则：(1)要有较高的传热系数，能满足生产工艺的需求。(2)生产能力大。(3)结构简单，操作维修方便。(4)能适

10、应所处理物料的工艺特性。溶液是腐蚀性溶液，通过比较上述各种蒸发器的特点，选用中央循环管式蒸发器第二章三效蒸发工艺设计过程的计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）消耗量、各效水分（或溶 剂）蒸发量及各效传热面积。计算的已知参数为：进料液的流量、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。其变量受物料衡算、热量衡算、 传热速率方程以及相平衡等基本关系的支配。.各效蒸发量和完成液组成的估算设计任务条件是：溶液的处理量 ，原料液浓度，完成液的浓度为。原料液的温 度为30 C ,通过预热器原料液在第一效的沸点下加入蒸发器。第一效的加热蒸汽压 力为，冷凝器中的绝压为。原

11、料液加料量 39.8 10 5527.8 kg 24 300总蒸发量(x0)X (012) 3316.7 X30.30式中：总蒸发量,进料流量,原料液浓度完成液浓度因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即3316.7W1 =W2 =W =- =1105.6W1、W2、W3分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。各效完成液白浓度为：X1 =-x= 5527.8 0.12 =0.15FX0X2 二F -W1 -W2FX0X3 二F -W1 -W2 -W3F -W15527.8 -1105.65527.8 0.12 =0.205527.8 -2 1105.65527.8 0.12 0.

12、305527.8-3 1105.6其中:第一效完成液浓度第二效完成液浓度X3第三效完成液浓度.估算各效二次蒸汽温度Ti加热蒸汽压强和冷凝器中的操作压强是已知的，其它各效二次蒸汽的压强可按各 效问蒸汽压强降相等的假设来确定。即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差 PP为:n故第效二次蒸汽压强P'为：P =R -PPP-P； 530-25= 168.3第一效：第二效：第三效：利用 pP =R _AP =530168.3 = 361.7P2' = P _2AP =5302 x168.3 = 193.4P3 =r -3 P =530-3 168.3 = 25F2； P3可以从手册中查得相

13、应的二次蒸汽的温度及汽化潜热见表:表一不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参数加热蒸汽第I效第II效第田效二次蒸汽压强P二次蒸汽的温度Ti oC气化潜热r.计算各效传热温度差飞各效传热温度差计算公式为：-ti式中工；为前一效二次蒸汽的温度（即第效加热蒸汽温度），ti为第效溶液沸点,其计算式为：ti =Ti - Li式中T为第效二次蒸汽温度，d为第效温度差损失。各效温度差损失：.：i2.3.1由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失£对于水溶液可采用杜林经验式计算：''tA = ktw m'''” -t A Tw上两式中：tA 指一定压强下水溶减的沸点，；

14、, tw 对应压强下水的沸点，C;和为常数，其值为：2x为溶液浓度，质量分数。第效：k1 =1 0.142 x1 =1 0.142 0.15=1.0213mi =150.75*2 -2.71x1 =150.75 0.152 -2.71 0.15 =2.985 ''tA1 =k1tw1m1 =1.0213 139.9 2.985 = 145.9 C,'''1 =tA1 -tW1 =145.9139.9=6 c第效：k2 =1 0.142 x2 =1 0.142 0.20 = 1.0284m2 =150.75x22 -2.71x2 =150.75 0.202

15、 -2.71 0.20 =5.488''tA2 =k2tw2 + m2 =1.0284父 119.01+5.488 = 127.9 C& =tA2 -tw2 =127.9-119.01=8.9 C第效：k3 =1 0.142 x3 = 1 0.142 0.30 =1.0426m3 =150.75x32 -2.71x31 =150.75 0.302 -2.71 0.30 = 12.755'.一'tA3 =k3tw3 + m3 =1.0426父63.3 + 12.75 = 78.8C'''3 =tA3 -tw3 =78.8-63.3

16、= 15.5 C2.3.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失Z某些蒸发器操作时，器内需维持一定的液位，因而液体内部压强大于液面压强， 致使实际沸点较液面为高，两者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失为简便计算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。因为管长为三米，所以选液面高度L = 2.7 mPm = P 2 则：'："tpm tp式中：Pm 蒸发器中液面与底层的平均压强，；tpm 又t应Pm下水的沸点，；P' 二次蒸汽的压强，；tp 又t应P'下水的沸点，C;P溶液的平均密度，m3;液层局度，0各

17、效溶液浓度见表：表不同浓度下溶液的密度溶液浓度X0XX2X3溶液密度（m3）第效:Pm1 =%71gL1163 9.81 2.7= 361.7 = 377.1 kPa2 1000Pm1下对应的水的沸点tPm1 141.3 C1 =tpm1tp1 =141.3 139.9 = 1.4 C第效:2gL (cc, 1219.1 9.81 2.7_Pm2 = P2=193.4 = 209.5 kPa2 1000Pm2下对应的水的沸点tpm2l41.3 C2 =tpm2 tp2 =121.5-119.01 = 2.49 C第效:Pm3=P3管=251327.9 9.81 2.7 =42.6 kPa2 1

18、000Pm3下对应的水的沸点tpm376.6 C3 f -tp3 =76.6-63.3 = 13.3 C2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失在多效蒸发中，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,致使蒸气的饱和温度相应降低，取经验值 ""1 C。计算数据见表:表每一效传热温度差损失jj-z 数效数 、一、第效第效第效“2.3.4各效传热温度差付各效温度差损失： 1 = & + & + & =6 + 1.4+1=8.4 CX2=X2 +A2 +A2 =8.9 + 2.49+1=12.4 C 3=A3 +N +N =15.5 + 13.

19、3 + 1=29.8 C各效溶液沸点为:3+& =139.9 +8.4 =148.3 C_ '一 一一一 一 一t2 =丁2 +% =119.01+12.4 = 131.4 C，t3 +5 =63.3+29.8 = 93.1 cT1 > 丁2、T3,一分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，C各效传热温度差：L =To -t1 =153.8-148.3 = 5.5C% =T/-t2 =139.9-131.4=8.5 C% =T213 =119.01 -93.1 = 25.91 CT。、T/、T2一分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，C计算结果见表：表结果列表参

20、 数第一效第二效第二效二次蒸汽温度C温度差损失C溶液沸点C传热温度差C各效蒸发量传热量2.4.1各效蒸发量的计算由于水的比热变化不大，可视为定值即 Cpw ( . C)的的比热Cp0 ( C)DE 八八 tij -tiWi = ij (FCpo - % WiCpw)- rinwrii =0.98-0.7 区第效：原料液为沸点进料，to =ti,溶液的稀释热越大，热损失系数越小。1 =0.98-0.7 (0.15-0.12) =0.959查表，将数据代入下式：W1 =,旦=0.959 父 2106.6 D1 =0.94D1()ri2149.1第效：2 =0.98 -0.7 x2 =0.98 -0

21、.7 (0.20-0.15) =0.945W2 = 2地(FCp0-WCpw) X22-0.945 皿 2149.12207.8(5527.8 3.79-皿 4.187)148.3-131.42207.8()= 0.889加 151.5第效：3 = 0.98 -0.7. X3 =0.98 0.7 (0.30 0.20) = 0.91D2to _ tqW3 = 3 3-3 (FCp0 -WiCpw -W2Cpw)-333= 0.91 W2 22072594.3(5527.8 3.79-W 4.187-W2 4.187)131.4-93.12594.3= 0.7177W2 -0.0563皿 281

22、.5又因：WW W2 W3 27233.3()()式中：）、”3分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数-1、-2、-3分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，C"、口、3.一分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热,W、W W2、W3 一分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量,、一分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时,Di =W-联解式()至式()，可得皿1122.6 kg , W2 kg , W31043.9 , D11194.32.4.2各效传热量的计算Q1 = D1rl -1194.3 2106.6 “CC= 698.93600Q2=W1rl

23、 =1122.6 2149.13600= 670.21150.3 2207.83600= 750.5D一第一效加热蒸汽量,、一分别为第一效和第二效水的蒸发量,rr、r；分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热,.4.3计算蒸发器的传热面积由传热速率方程Qi =KiSi&i得:SiKi；：ti传热系数见表:表一不同溶液浓度的传热系数效数第效第效第效的质量分数xi传热系数Ki ,( . C)3则各效蒸发器传热面积为Si = -Q = 698.9 10 = 79.4 m2K1 t11600 5.5Q2K2Q3Kt3670.2 103 二 65.71200 8.53705.5 10324

24、5.4 m600 25.91QQ2、Q3一分别为第一效、第二效和第三效的传热量西2、&3分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，C误差为S2 S1 = 65.9-79.4 = 0.204 ：0.04 ,误差较大，不符合要求。S265.9所以需要进行校核。计算结果的核算2.5.1有效温差的再分配比重新分配有效温度差得“t15 5 8 5 25 9乂 = S1 M= 79.4父 5.5 父5.5 8.5 25.9=8.03 C% S t)79.4 5.5 65.7 8.5 45.4 25.9“t25 5 8 5 25 9t2 ; S2&t2= 65.7 父 8.5 父5.5 8.

25、5 25.9=1Q3c、(S2 t2)79.4 5.5 65.7 8.5 45.4 25.9,八，&t3 = S3 t3 =45.4 25.9 635.5 8.5 25.9= 21.6 C79.4 5.5 65.7 8.5 45.4 25.9M、*2、&3 分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，C、一分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积,重复上述计算步骤2.6.1 计算各效料液的浓度由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即XiFxoF -Wi5527.8。125527.8-1122.6= 0.151FxoX2 =F -W1 -W2= 0.2045527.8 0.1

26、25527.8-1122.6-1150.3X3X0原料液的浓度原料液的进料量，W1、W2 一分别为总的、第一效和第二效水的蒸发量，.6.2计算各效料液的沸点第效：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，即工=' +；+3 = 1.55 + 5.7 +1=8.25 C故末效溶液的温度仍为93.1 C ,即：t393.1 CT2=t3 +$3 =93.1 +29.8 = 114.7 C第效：第二效二应次蒸汽的冷凝温度T2 114.7 C,水蒸气的汽化潜热r；,相的压力为k2 =1 0.142 x2=1 0.142 0.204 = 1.029m2 =150.75x

27、22 -2.71x2 = 150.75 0.2042 -2.71 0.204 = 5.72'.一'。一tA2 =k2tw2 + m2 =1.029父114.7 + 5.72 = 123.7 C L 2 = t A2 tw2 = 123.7114.9 = 9 C2gL1219.1 9.81 2.7Pm2 = P2 = 169.4 = 185.5 kPa22 1000Pm2下对应的水的沸点tPm2117.6 C "'_ _. _ 2 =tpm2-tp2 =117.6-114.7 = 2.9 C 2*1c 2= & +& + X =9+2.9+1=1

28、2.9 C第二效溶液的沸点为：t2 =丁2'十42 =114.7 + 12.9 = 127.6 CT= t2 +&2 =114.7+12.9=137.9 C第效：第二效二次蒸汽的冷凝温度为T； 135.46 C ,水蒸气的汽化潜热r；相应的压力为.k1 =1 0.142 X1 =1 0.142 0.151 =1.021m1 =150.75X12 -2.71X1 =150.75 0.1512 -2.71 0.151 =3.028 ''tA1 =k1tw1 +m1 =1.021137.9 + 3.028 = 143.8 C '''：1 f -

29、tw1 =143.8-137.9 =5.9 C1gL1163 9.81 2.7Pm1 =P1 一- =341.8357.2 kPa22 1000Pm1下对应的水的沸点tpm1139.5 C ."'_ _ C .4 =tpm1Tpi =139.5 137.9 = 1.6C；1 C& = ； + ； + ，= 0.26 +1.2 +1 = 2.46 C故第效溶液的沸点为：ti =Ti' + & =137.9+8.5 =146.4 C温度差重新分配后各效温度情况见表:表一温度分配表效 数参 数 第效第效第效加热蒸汽温度，CTqT1T2后效温度差C溶液沸点ti

30、 , C.6.3加热蒸汽用量及各效蒸发量蒸汽温度和汽化潜热见表：表不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参数加热蒸汽第效第效第效二次蒸汽压强R二次蒸汽的温度t°c气化潜热ri ()第效:1=0.98-0.7 (0.151-0.12)=0.958DJ1F1V 0.958D1 2106.62129.3-0.948D1()第效:2 =0.98-0.7 x2 =0.98-0.7 (0.204-0.15) -0.943D2r2_ ti -12W2 = 2要(FCpo -WiCpw) 22W1 2129.3 /146.4 -127.6=0.943 黑+(5527.8 m 3.79 -W1 黑 4.18

31、7) x2184.22184.2= 0.88觊 170.1()第效：3 =0.98 -0.7. ：x3 =0.98 -0.7 (0.30 -0.204) =0.913_ Dq rt)1&_W3 = 3 3-3 (FCp0-W1Cpw -WzCpw)二 3 33n Q1NMW2 父 2184.2 +fSS97 RX 7Q WM 4 1a7 W M 4 1 27、M 侵7,6 - 93.1i= 0.913 x 十 15527.8 乂 3.79 W1 x 4.18 / W2 乂 4.187) x2594.32594.3= 0.7162W2 -0.050眺 +254.4()又因 W =W1 +

32、W2 +W3 =3316.7()“1、"2、%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，C1、2、3 分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热，W、W；、W2、W3 一分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量，、一分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时,Di =W联解式（）至（），可得W kg / h , W?kg / h , W3kg / h , D1kg / h各效传热量的计算Q1 = Dj11183.9 21066 =692.8KW3600Q2 =W11 =1122.4 2129.3 =663.

33、9KW3600Q3 =W22 二1163.4 2184.2 二 705.9KW3600d一第一效加热蒸汽量,、一分别为第一效和第二效水的蒸发量ri、r/、r2分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热,.6.4各效蒸发器传热面积计算S2 口S3 =Qik!m1Q2K2寸2692.8 1031600 8.03-53.9663.9 103 5371200 10.3705.9 103600 21.6= 54.5Q1、Q2、Q3一分别为第一效、第二效和第三效的传热量&1、&2、&3 分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，CS354.5 -53.754.5= 0.015

34、<0.04,误差较小，符合要求。表一计算结果总表效数第效第效第效冷凝器加热蒸汽温度Ti , C操作压力PJ,溶液温度（沸点）t/，C完成液浓度Xi烝发里Wi ,蒸汽消耗量，传热回积Si ,与第一次计算结果比较，其相对误差为计算相对误差均在以下，故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。c S1 S2 S353.9 53.7 54.5 一 2S = 23 = = 54m233根据要求最终选面积为：S = (1 10%) 54 = 60 m2计算结果见表:第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计下面就中央循环管式蒸发器为例说明蒸发器主要结构尺寸的设计计算方法。中央循环管

35、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。加热管的选择和管数的初步估计3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计蒸发器的加热管通常选用 X 2.5 mm、乂 2.5 mm、乂 3.5 mm等几种规格的 无缝钢管。一般为加热管的长度为-6.0 m,由于对工厂等综合因素的考虑，本设计选 用管长3 m,X 2.5 mm的无缝钢管。由以下初步估计所需的管子数n =-S=60-74（根）二 d0L-0.1 3.14 38 10- 3-0.1式中：S蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计算

36、决定。d0加热管的外径，m oL加热管的长度，m0因加热管固定在管板上，考虑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。3.1.2 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。 加热管的总截面积可按n计算，循环管内 径Di表小，则：':Di =：n 0.6 di = .174 0.6 0.038 =389 mm对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。本设计选取管子的直径为*M4mm循环管管长与加热管管长相同均为mo3.1.3 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

37、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又三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。管心 距为相邻两管中心线之间的距离，一般为加热管外径的倍。目前在换热器设计中， 管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。表摘录了管心距的数据加热管外径管心距，加热室内径和加热管数采用做图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束%,管子按正三角形排列时：nc =1.1卷；管子按正方形排列时：nc=1.9v'n , 式中：一总加热管数.初估加热管内径用Di =th -1)+2b'式中b'=(1-1.5do。然后 用容器公称直径，试选一

38、内径作为加热室内径，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。 作图所得管数必须大于初估 值，如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至适合为止。壳体内径的标准尺寸 列于表中，以供参考。表 壳体内径的标准尺寸壳体内径最小壁厚经过作图，排列的加热管数为根，大于计算的管数(根)，实际管数大于初估值,符合要求。正三角形排列初步估算加热室内径，取d0 =38 mm t=48 mm-'_ 一一b =1.5d0 =1.5 38 =57n = 1.1 . n = 1.1. 174 = 15 c. , 一 一 一D =t(nc -1) 2b =48 15 -1

39、2 57 =786 mm取 900 mm3.1.4分离室直径与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流量及 蒸发体积的强度有关。分离室体积的计算：式中：W - -为某效蒸发的二次蒸汽 量，kg / hP-效蒸发的二次蒸汽密 度，kg/m3U - -取 1.3 m3 / m3 s水蒸汽密度见表:WiV113600 P1U1122.43=0.129 m3600 1.8652 1.33600 ?2U1163.4i3=0.27 m3600 0.1608 1.33 mW3_1030.93600 ：，U - 3600 0.1608 1.3表不同压强下水蒸汽的密度效数加

40、热蒸汽第效第效第效二次蒸汽压强（）蒸汽密度（m3）取:则D -1000mmH =2000mm所以，V取1.37 m3二 2V = D2H4二 3一 D3 2=1.374对中央循环管，其分离室高度不小于1.8m,以保证足够的雾沫分离高度。分离室直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现象严重接管尺寸的确定3.2.1溶液的进出口管对并流三效蒸发，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。溶液的适宜流速按强制流动(-1.5 mj)考虑，设计上进出口直径 可取为一致。根据进料液的浓度查表得对应密度为1130.9 kg gl适宜流速1.0 m.溶液进出口mmm

41、/sd = 4Vs = 4F .：4 5527.8 二u . iu 3600.1130.9 3.14 1.0 3600根据管规格，选取小x 4.0mm的不绣钢管核算流速:4 5527.8.2二 11130.9 3.14 0.0422 3600所选的不绣钢管符合要求3.2.2 加热蒸汽与二次蒸汽接管()加热蒸汽由表查得加热蒸汽的密度 p 2.8177 kg m3, 40 m1183.952.8177= 420.2m3 /h,4V14 420.2d61 mm，二u 3600 3.14 40()第效二次蒸汽由表查得加热蒸汽的密度 p 1.8652kg m340m4 601.83600 3.14 40

42、1122.41.8652-601.8m3 / h-73mm()第效二次蒸汽由表查得加热蒸汽的密度 p 0.9196 kg m3,40 m二竺二咏:1265.1：20.9196m3 /h4 1265.1, 3600 3.14 40二 106mm()第效二次蒸汽由表查得加热蒸汽的密度p 0.1608 kg m3,70 m1030.9二6411.10.1608m3 / hd =4 6411.1180 mm3600 3.14 70所以，加热蒸汽和前两效二次蒸汽的流速取40 m,第效二次蒸汽的流速取70 m,最后加热蒸汽和二次蒸汽的接管取小X 8 mm的不锈钢管。KPa 下，T 152.4 C时，P =

43、 914.696 kg/m33.2.3 冷凝水出口管()第效冷凝水冷凝水的流量1183.9 kg,冷凝水温度153.8 C, p kg/m3()第效冷凝水Di 1183.9：1 一 913.3m3 /hd = 4Vs =4 1.3,二u 3600 1.2 3.14二20mm冷凝水的流量1122.4 kg冷凝水温度137.9 C, pkg/m3W 1122.4 .Vs = - = = 1.2927.9m3 /h4 1.2=I二u,3.14 3600 1.2二19mm()第效冷凝水冷凝水的流量1163.4 kg 冷凝水温度114.7C, p kg/m3综上计算：取VW2 1163.4 123Vs 二二二 1.23：947.3m3 /h4Vs=19 mm3.14 3600 1.2d 二dMAx =20 mm选才25 M2.5的不锈