1、實用標準文案化工原理課程設計三效蒸發裝置設計班 級 : 高 073（杏 姓 名 : 韓 彪 指導老師 : 朱 國 華文檔大全實用標準文案化工原理課程設計任務書設計題目：三效標準（外加熱）式蒸發器的設計原始數據：1、處理量（ kg/h ）：35002、初始溫度（ C）：203、初始濃度（ %）：104、完成液濃度（ %）：45工藝特點：1、并流操作；2、進料溫度；3、抽出額外蒸汽量：E1=0； E2=0；4、加熱蒸汽壓強（ kg/cm 2 絕壓）65、末效真空度（ mmHg表 壓）620設計容：1、蒸發器的工藝計算和結構設計2、混合冷凝器的設計或選型3、預熱器的設計或選型4、泵的設計或選型設計要

2、求：1、畫一詳細（最好帶控制點的）工藝流程圖2、編寫一份規的設計說明書文檔大全實用標準文案目錄第一章 蒸發裝置的設計 ( 1 )第一節設計方案簡介( 2 )第二章 工藝流程草圖及說明 ( 4 )第三章 工藝計算及主體結構計算 ( 5 )第一節多效蒸發的工藝計算( 5 )第二節蒸發器的主要結構尺寸計算 ( 14 )第四章 蒸發裝置的輔助設備 ( 19 ) 第五章 主要設備強度計算及校核 ( 22 )第六章 設計一覽表及總結 ( 23 )參考文獻 ( 25 )文檔大全實用標準文案第一章 蒸發裝置的設計本章符號說明英文字母c 比熱容， kJ/( ) ； d 管徑 , m ； D 直徑 , m ；D

3、加熱蒸汽消耗量 , kg/h ； e 單位蒸汽消耗量 , kg/kg ； f 校正系數；F 進料量 , kg/h ； g 重力加速度 , m/s2； h 高度 , m ； H 高度 , m ； k 杜林線的斜率； K 總傳熱系數 , W/(m 2 )； L 液面高度， m ； L 淋水板間距 , m ； n 效數； n 管數； n 第 n 效，效數序號； p 壓強 , Pa； q 熱通量 , W/ m 2 ； Q 傳熱速度 , W ； r 汽化熱 , kJ/ ； R 熱阻 , m2 /W； S 傳熱面積 , m2； t 溶液的沸點 , ； t 管心距 , m ； T 蒸汽的溫度 , ； u 流

4、速 , m/s；U 蒸發強度 , kg/( m2 h)； V 體積流量 , m3/s； W 蒸發量 , kg/h ； W 質量流量 , kg/s ； x 溶液的質量分數希臘字母 對流傳熱系數， W/(m 2 ) ； 溫度差損失，； 有限差值； 誤差； 熱損失系數； 阻力系數； 導熱系數， W/(m ) ； 黏度， Pa s； 密度， kg/ m3 總和； 系數。下標1、2、3 效數的序號；0 進料量；A 僅考慮溶液蒸汽壓降低； i 側的；K 冷凝器的； L 溶液的； m 平均； o 外側的； p 壓強； s 污垢的； s 秒； V 蒸汽的； W 水的； w壁面的。上標 二次蒸汽的； 因溶液蒸汽

5、壓下降而引起的； 因液柱靜壓強而引起的；文檔大全實用標準文案第一節 設計方案簡介蒸發操作是將含有不揮發溶質的溶液加熱沸騰，將其中的揮發性溶劑部分溶化，目的主要 是獲得濃縮的溶液， 有時也為得到純凈的溶劑。 蒸發裝置的設計任務是： 確定蒸發的操作條件、 蒸發器的形式及蒸發流程；進行工藝計算，確定蒸發器的傳熱面積及結構尺寸。一、 蒸發器的類型與選擇 隨著工業技術的發展，新型蒸發器不斷出現。在工業中常用的間接加熱蒸發器分為循環型 和單程型兩大類。循環型的蒸發器中有中央循環管式、懸筐式、外加熱式、列文式及強制循環 式等，單程型的蒸發器有升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。本次實驗主要探討外加熱式循環蒸

6、發器，其結構特點和適用的場合如表 1-1 所示。表 1-1 外加熱蒸發器的結構特點與性能形 式結構特點優點缺點外 加 熱 式料液在加熱管 中沸騰形成汽 液兩相流，與管 中未沸騰的料 液間產生密度 差，從而產生溶 液的循環。由于 循環管在加熱 室外部，使溶液 循環具有較大 的推動力1、 便于清洗和更換，同時降低了蒸發器總高度2、 循環速度大，加熱面積不受限制，可達數百甚至 上千平方米，并可設置多個加熱器加熱管較長， 有效溫 度差要求較大， 限制 了多效使用隨著醫藥、生物、食品等工業的飛速發展，蒸發設備及蒸發技術不斷改進和創新。其發展 趨勢大致有如下幾個方面。（一）開發新型、高效蒸發器新型、高效蒸

7、發器的研究開發有如下途徑：1、研制設備更加緊湊，提高液體速度，增加液膜湍動，縮短料液在設備中停留時間高效、 節能型蒸發器。 2、通過改進加熱表面形狀來提高加熱效果。 3、在蒸發器中插入不同形式的湍 流元件，可使沸騰液體側的對流傳熱系數提高 50%以上。 4、不同結構蒸發器的組合，如長管降 膜短管自然循環組合式蒸發器，不但提高了傳熱速率，而且減緩胃結垢速率。（二）蒸發與其他單元操作相結合 將蒸發與其他化工單元操作結合，構成集成式的工藝流程，如蒸發干燥、蒸發分餾、蒸發 結晶等。其中最具代表性是強制循環蒸發結晶器及奧斯陸型蒸發結晶器，可在一個系統同時完 成加熱、蒸發及結晶等過程。（三）蒸發器傳熱的強

8、化及防除垢技術 蒸發器傳熱的強化及防除垢技術是科研工作者關注的課題之一。目前研究成果有：1、在蒸發器插入多種形式的湍流元件，通過改變加熱表面形狀或其他增加液膜湍動措施來強化傳 熱，并減緩結垢； 2、通過改變料液性質來提高傳熱效果，如加入適當的表面活性劑可使總傳 熱系數成倍提高；加入適當阻垢劑，則可抑制結垢； 3、氣液固三相流化床蒸發器在 蒸發中的防除垢及強化傳熱效果十分顯著，具有高效、多功能、易操作等一系列優點。面對種類繁多的蒸發器，選用時主要應考慮如下原則：（1）要有較高的傳熱系數，能滿足生產工藝的要求。文檔大全實用標準文案（2）生產能力較大。（3）構造簡單，操作維修方便。（4）能適應所蒸發

9、物料的工藝特性。 蒸發物料的物理、化學性質常常使一些傳熱系數高的蒸發器在使用上受到限制。因此，在 選型時，能否適應所蒸發物料的工藝特性，是首要考慮的因素。蒸發物料的工藝特性包括粘度、熱敏性、結垢、有無結晶析出、發泡性及腐蝕性等。（1）對于粘度大的物料不適宜選擇自然循環型，選用強制循環型或降膜式蒸發器為宜。 通常，自然循環型適用的粘度圍為 0.010.1Pa.s 。（2）對于熱敏性物料應選用停留時間短的各種膜式蒸發器設備，且常用真空操作以降低 料液的沸點和受熱程度。（3）對易結垢的料液，宜選取管流速大的強制循環蒸發器。（4）有結晶析出的物料，一般應采用管外沸騰型蒸發器，如強制循環式、外加熱式等。

10、（5）對易發泡的物料，可采用升膜式蒸發器，高速的二次蒸汽具有破泡作用；強制循環 式及外加熱式具有較大的料液速度，能抑制氣泡生長，可采用。對發泡嚴重的物料， 可加入微量的消泡劑。（6）對處理腐蝕性物料的蒸發器，應選用耐腐蝕的材料，如不透性石墨及合金材料等。 二、多效蒸發的效數與流程（一）效數的確定 利用多效蒸發的目的，是為了充分利用熱能，即通過蒸發過程中二次蒸汽的再利用，以減 少生蒸汽的消耗，從而提高了蒸發裝置的經濟性。表 1-2 為不同效數蒸發裝置的蒸汽消耗量， 其中實際蒸汽消耗量包括蒸發裝置的各項熱量損失。表 1-2 不同效數蒸發裝置的蒸汽消耗量理論蒸汽消耗量實際蒸汽消耗量蒸發 1kg 水

11、所需蒸汽量 Kg蒸汽 kg 水1kg 蒸氣 蒸發水量 Kg水 kg 蒸汽蒸發 1kg 水 所需蒸汽量 Kg 蒸汽 kg 水1kg 蒸氣 蒸發水量 Kg水 kg 蒸汽本裝置若再增加一效可節約蒸 汽%單 效111.10.9193效0.520.571.75430效0.3330.42.525四 效0.2540.33.3310五 效0.250.273.77由上表看出，隨效數增多，蒸汽節約越多，但不是效數越多越好，多效蒸發的效數受經濟 和技術因素的限制。經濟上的限制是指效數超過一定值時經濟上不合理。在多效蒸發器中，隨著效數的增加， 總蒸發量相同時所需的生蒸汽量減少，使操作費用降低，但效數越多，設備費用越多

12、。而且隨 著效數的增加，所節約的生蒸汽量越來越少。從表 1-2 中可明顯看出，從單效改為雙效生蒸汽 節約 93%,但由四效改為五效僅節約生蒸汽 10%。所以不能無限制地增加效數，最適宜的效數應 使設備費和操作費總和為最小。技術上的限制效數過多，蒸發操作將難以進行。一般工業生產中加熱蒸汽壓強和冷凝器的文檔大全實用標準文案真空度都有一定限制，因此，在一定操作條件下，蒸發器的理論總溫度差為一定值。當效數增 多時，由于各效溫差損失之和的增加，使總有效溫差減少，分配到各效的有效溫差將會小至無 法保證各效發證正常的沸騰狀態，蒸發操作將難以進行。在蒸發操作中，為保證傳熱的正常進行，根據經驗，每一效的溫度差不

13、能小于57常，對于電解質溶液，采用 2 3 效，對于非電解質溶液，如有機溶劑等，其沸點升高較小， 可取 46 效。本實驗主要選取三效來進行研究。（二）流程的選擇 多效蒸發的操作流程根據加熱蒸汽與液料的流向不同，可分為并流、逆流、平流及錯流四 種。采用多效蒸發裝置是節能的途徑之一。此外，為了回收系統中的熱量，應盡量利用低溫的 熱源，如蒸汽冷凝液的利用及二次蒸汽的壓縮再利用等。文檔大全實用標準文案第二章 工藝流程草圖及說明本次實驗主要研究并流加料方式。其流程及優缺點如表 1-3表 1-3 三效蒸發加料方式的流程及優缺點并流法流程示意加料方式料液與蒸 汽的流向并流，溶液和蒸汽的流向均為由第 1 效順

14、流至末效，完成液由末效底部排出優點1、 利用各效間壓差自動進料，可省去輸液泵2、 前效溫度高于后效，進料呈過熱狀態，產生自蒸發，各效間可不設預熱器3、 輔助設備少，裝置緊湊，溫差損失少4、 操作簡便，工藝穩定缺點后效溫度低，組成高，料液黏度增大，降低了傳熱系數應用圍黏度不大或隨便組成增高黏度變化不大的料液文檔大全實用標準文案第三章 工藝計算及主體結構計算第一節 多效蒸發的工藝計算多效蒸發工藝計算的主要依據是物料衡算、 熱量衡算及傳熱速率方程。計算的主要項目有：加熱蒸發（生蒸汽）的消耗量、各效溶劑蒸發量以及各效的傳熱面積。計算的已知參數有：料 液的流量、溫度和濃度，最終完成液的濃度，加熱蒸汽的壓

15、強和冷凝器中的壓強等。（一） 蒸發器的設計步驟多效蒸發的計算一般采用迭代計算法（1）根據工藝要求及溶液的性質，確定蒸發的操作條件（如加熱蒸汽壓強及冷凝器壓強） 章法其的形式、流程和效數。（2）根據生產經驗數據，初步估計各效蒸發量和各效完成液的組成。（3）根據經驗，假設蒸汽通過各效的壓強降相等，估算各效溶液沸點和有效總溫差。（4）根據蒸發器的焓衡算，求各效的蒸發量和傳熱量。（5）根據傳熱速率方程計算各效的傳熱面積。若求得的各效傳熱面積不相等，則應按下 面介紹的方法重新分配有效溫度差，重復步驟（ 3）至（5），直到所求得的各效傳熱 面積相等（或滿足預先給出的精度要求）為止。（二） 蒸發器的計算方法

16、下面以三效并流加料的蒸發裝置為例介紹多效蒸發的計算方法。1. 估值各效蒸發量和完成液組成總蒸發量W F(1 x0 ) x11-1)在蒸發過程中，總蒸發量為各效蒸發量之和W = W1 + W2 + + Wn任何一效中料液的組成為Fx0xii F W1 W2 Wi 一般情況下，各效蒸發量可按總政發來那個的平均值估算，即 WWin對于并流操作的多效蒸發，因有自蒸發現象，課按如下比例進行估計 W1：W2：W3=1：1.1：1.21-2)1-3)（1-4）例如，三效蒸發（1-5）以上各式中 W 總蒸發量， kg/h ；W1，W2 ， ，Wn 各效的蒸發量， kg/h ；F 原料液流量， kg/h；x0,

17、 x1, xn 原料液及各效完成液的組成，質量分數。2. 估值各效溶液沸點及有效總溫度差 欲求各效沸點溫度，需假定壓強，一般加熱蒸汽壓強和冷凝器中的壓強（或末效壓強）是 給定的，其他各效壓強可按各效間蒸汽壓強降相等的假設來確定。即1-6)p1 p k n式中 p 各效加熱蒸汽壓強與二次蒸汽壓強之差， Pa；文檔大全實用標準文案p1 第一效加熱蒸汽的壓強， Pa； p k 末效冷凝器中的二次蒸汽的壓強， Pa。1-7)多效蒸發中的有效傳熱總溫度差可用下式計算：t （T1 T k）式中 t 有效總溫度差，為各效有效溫度差之和，； T1 第一效加熱蒸汽的溫度，；T k 冷凝器操作壓強下二次蒸汽的飽和

18、溫度，； 總的溫度差損失，為各效溫度差損失之和，1-8)式中 由于溶液的蒸汽壓下降而引起的溫度差損失，； 由于蒸發器中溶液的靜壓強而引起的溫度差損失，； 由于管路流體阻力產生壓強降而引起的溫度差損失，。關于 、 和 的求法，分別介紹如下：（1）由于溶液蒸汽壓下降多引起的溫度差損失可用校正系數法和杜林規則求得。校正系數法： f 0（1-9 ）式中 0 常壓下由于溶液蒸汽壓下降引起的溫度差損失，； 某些溶液在常壓下的沸點 tA 值可從手冊差得；f 校正系數，量綱為一。2一般取 f 0.0162 （T 1 273）（1-10 ）r式中 T 1 操作壓強下水的沸點，亦即二次蒸汽的飽和溫度，；r 操作壓

19、強下二次蒸汽的汽化熱， kJ/kg.杜林規則：某種溶液的沸點和相同壓強下標準液體（一般為水）的沸點呈線性關系。在以 水的沸點為橫坐標，該溶液的沸點為縱坐標并以溶液的組成為參數的直角坐標圖上，可得一組 直線，稱為杜林直線。利用杜林線圖，可根據溶液的組成及世紀壓強下水的沸點查出相同壓強 下溶液的沸點，從而得出 值。根據杜林規則也可計算液體在各種壓強下沸點的近似值。此法的依據是：某液體在兩種不 同壓強下兩沸點之差 tA1 tA2與水同樣壓強下兩沸點之差 tB1 tB2 ，其比值為一常數，即tA1 tA2ktB1 tB2求得 k 值，其他任一壓強下的沸點 t A 就可由下式求得，即t A tA1 k（

20、tB1 t B）（1-11 ）所以不用杜林線圖也可計算出溶液的 值。（2）由于蒸發器中溶液靜壓強引起的溫度差損失某些蒸汽器在操作室，器溶液需維持一定的液位，因而蒸發器中溶液部的壓強大于液面的壓強，致使溶液部的沸點較液面處高， 二者之差即為因溶液靜壓強引起的溫度差損失 。為簡便起見，溶液部的沸點可按液面和底 層的平均壓強來查取。平均壓強近似按靜力學方程估算：pmpgL21-12)文檔大全實用標準文案式中 pm 蒸發器中液面和底部間的平均壓強， Pa； p 二次蒸汽的壓強，即液面處的壓強， Pa； 溶液的平均密度， kg/ m3；L 液層高度， m；1-13)g 重力加速度， m/ s2 。tpm

21、 tp式中 tpm 根據平局壓強 pm 求得水的沸點，；tp 根據二次蒸汽壓強 p 求得水的沸點，。由于管道流動阻力產生的壓強降所引起的溫度差損失在多效蒸發中， 末效以前各效的二次蒸汽流到次一效的加熱室的過程中，由于管道阻力使其壓強降低，蒸汽的飽和溫度也相應降 低，由此而引起的溫度插損失即為 。根據經驗，取各效間因管道阻力引起的溫度差損失為 1.根據已估算的各效二次蒸汽壓強 p 及溫度差損失 ，即可由下式估算各效溶液的沸點 t 。 t T（1-14 ）3. 加熱蒸汽消耗量和各效蒸發水量的初步計算 第一效的焓衡算式為QiDiri（FcPOW1cPWW 2cPWWi1cPW ）（titi1）Wir

22、 i（1-15 ）由式（ 1-15）可求得第 I 效的蒸發量 Wi 。若在焓衡算式中計入溶液的濃縮熱及蒸發器的 熱損失，尚需考慮熱利用系數 。一般溶液的蒸發 x ，可取 為 0.98-0 ，7 （式中 x 為溶 液的組成變化，以質量分數表示） 。Wii Di ri(FcPO W1cPW W 2cPWriWi 1cPW )ti 1 ti r1-16)式中 Di 第 i 效的加熱蒸汽量， kg/h, 當無額外蒸汽抽出時， t T ； ri 第 i 效加熱蒸汽的汽化熱， kJ/kg ； ri 第 i 效二次蒸汽的汽化熱， kJ/kg ； cPO 原料液的比熱容， kJ/ （kg）； cPW 水的比熱

23、容， kJ/ （kg）；ti、ti 1第 i 效及第（ i-1 ）效溶液的沸點，； i 第 i 效的熱利用系數，量綱為一。對于加熱蒸汽（生蒸汽）的消耗量，可列出各效焓衡算式并與式（ 1-2 ）聯解而求得4. 蒸發器的傳熱面積和有效溫度差在各效中的分配QiKiSi ti式中Qi 第 i 效的傳熱速率， W；Ki 第 i 效的傳熱系數， W；Si 第 i 效的傳熱面積， m2；任一效的傳熱速率方程為ti 第 i 效的傳熱溫度差，。 有效溫度分配的目的是為了求取蒸發的傳熱面積Q1K1 t1Q21-17)Si ，現以三效為例，即SiSi1-18)文檔大全實用標準文案iQ3K 3 t3式中Q1D1r 1

24、Q1W1r 1Q1W1r 2tT1 t1tT 2 t2T1t2t3T 3 t3T2t3在多效蒸發中，為了便于制造和安裝，S1 S2 S3 S（1-19 ）（1-20 ）通常采用各效傳熱面積相等的蒸發器，即若由式（ 1-18 ）求得的傳熱面積不相等，應依據各效面積的原則重新分配各效的有效溫度 差。方法如下：設以 t 表示各效面相等時的有效溫度差，則 Q3 K3SQ1t1 t 2 , K 1 S ,與( 1-18 )式相比可得S1t 1t1t 2S，Q2K 2 St3將式S2t2S S1 ，1-2t 2 )t中1三式t 相2 加，t3得 1 t1t3S2SS3St2t3S3 t3S1-21)(1-

25、22 )1-23)S S1 t1 S2 t2 S3 t3St式中 t 各效的有效溫度差之和，稱為有效總溫度差，由式（ 1-23）求得傳熱面積 S 后，即可由式（ 1-22 ）重新分配各效的有效溫度差。重復上 述步驟，直至求得的各效傳熱面積相等，該面積即為所求。5. 傳熱系數 K的確定目前在蒸發器的設計中，傳熱系數 K 值大多根據實測數據或生產經驗值來選定，選用時應 注意連著條件的相似。本書附錄中列出了幾種不同類型蒸發器的 K 值的圍，可供設計時參考。K 值也可通過計算求出，基于外表面積的總傳熱系數 K0D 的計算式如下：K0 10iRSOb d0 d 0d0式中 0Rsi dmdiidi管外蒸

26、汽冷凝傳熱系數與管液體沸騰傳熱系數， W/（m 2）； m2/ W ；W/（m 2 ）； b m； d0 、dm 、di m 。1-24)Rso 、Rsi計算 K0 值主要在于求取管溶液的沸騰傳熱系數。0 該值受溶液的性質、蒸發器的類型、沸騰傳熱的形式以及蒸發操作的條件等許多因素的影響。因此，一般沸騰傳熱膜系數關聯式的 準確度較差。極端式可參閱有段手冊。文檔大全實用標準文案三）設計計算1估算各效蒸發量和完成液組成總蒸發量 W F （1 x0 ） 3500（1 0.1 ） 2722kg/h x30.45因并流加料，蒸發系統中無額外蒸汽引出，可設W1：W2：W3=1：1.1 ：1.2W W1 W2

27、 W3 3.3 W12722解得W1825kg / h3.3W 2 1.1 825 907.5kg / hW 3 1.2 825 990kg /hx1x2x3Fx0F W1Fx0F W1 W20.45013500 0.103500 8250.13083500 0.103500 825 907.50.19802. 估算各效溶液的沸點和有效總溫度差設各效間壓強降相等，則總壓強差為p p1 p k 589 83 569 kPa各效間的平均壓強差為pi5693190 kPa由各效的壓強差可求得各效蒸發室的壓強，即p 1 p 1 p i 398 kPap 2 p1 2 pi 208kPa根據各效的二次蒸

28、汽溫度 T i /（亦即相同p 3 p k 18kPa 由各效的二次蒸汽壓強，從手冊中差得相應的二次蒸汽溫度和汽化熱列于下表中。二次蒸汽壓強、溫度、汽化熱效數參數123二次蒸汽壓強39828018二次蒸汽溫度 T i| （即下一效加熱蒸汽溫度）143.2130.358二次蒸汽的汽化熱 p i/kPa （即下一效加熱蒸汽溫度）21392176.72860（1） 各效溶液的蒸汽壓下降所引起的溫度差損失文檔大全r i/（kJ /kg）實用標準文案壓強下水的沸點）和各效完成液的組成 xi ，由 NaOH水溶液的杜林線圖查得各效溶液的沸點 tA1 分別為tA1 146 tA2 132 tA3 59 則各

29、效由于溶液蒸汽壓下降所引起的溫度差損失為1 tA1 T 1 146 143 .2 2 .82 t A1 T 2 132 130.3 1.7 3 tA3 T 3 59 58 1 所以 2.8 1.7 1 5.5 各效由于溶液靜壓強所引起的溫度差損失根據 pm pgL2pm13981120 9.81 22 103429kPapm22801290 9.81 22 103293kPapm3181330 9.81 22 10331kPa根據各效溶液的平均壓強，由手冊查得對應的飽和溫度為T pm1 145.6 T pm 2 132.3 T pm3 67.1 所以 1 T pm1 T 1 145 .6 14

30、3 .2 2 .42 T pm2 T 2 132.3 130.3 2.0 3 T pm3 T 3 67.1 58 9.1 2.4 2.0 9.1 13.4（3）由于不計流體阻力產生壓強降所引起的溫度差損失 則 0 ，故各效總的溫度差損失為5.5 13.4 18.9 （4）各效溶液的沸點和有效總溫度差溶液的沸點為ti T i it1 143.2 5.2 148.4 t 2 130.3 3.7 134.0 t 3 58 10.1 68.1 有效總溫度差t(T1 T K)由手冊查得壓強為 589kPa 時蒸汽的飽和溫度為 t （157.7 58） 18.9 80.8 以 157.7 ，汽化熱為 21

31、01.2kJ/kg, 所111 2.82.45.2222 1.72.03.7333 1.09.110.13. 加熱蒸汽消耗量和各效蒸發水量的初步計算文檔大全實用標準文案第一效的焓衡算式為： r 1 t 0 t1 因沸點進料，故W 1 1 D1 FcPO r1 慮 NaOH水溶液濃縮熱的影響，熱利用系數1 0.98 0.7（0.125 0.10） 0.96252094.1W1 0.9625D10.9485D12138.5第二效的熱衡算式為r11 取為所以同理，W2所以W22 W1 r2 (FcPO W1cPW )t1 t2r 2 r 20.98 0.(7 0.174 0.125) 0.94570

32、.9457 2138.5W1 (3500 3.77 4.187W1)148.9 124.62245.6 2245.6t0 t1為考a）b）0.905W1 44.6321同理，第三效的熱衡算式為W3W3r3 t 2 t33 W 2(FcPO W1cPW W 2cPW)r 3 r 30.98 0.(7 0.45 0.115) 0.7460.746 2198W 2(3500 3.77 4.187W 1 4.187W 2)159.022700.722W 2 77.39 0.019W 1 0.019W 2144.92270d）c）0.753W 2 0.019W1 77.39W1 W2 W 3 3111聯

33、立式（ a）、（b）、（c）、（ d），解得W 1 1180 kg / hW2 1132kg / h W 3 750kg / h D1 1244kg/h4. 估算蒸發器的傳熱面積Ki tiQ1D1r 131196 2101.2 103 /36000.70106Wt1T1t1 157.7 148.4 9.3 Q2W1r31 1134 2132 103/36000.99106W0.70106 2S141.8m218009.3t2T2t2 T 1 t2 143.2134.09.2 0.99106 2S289.7m212009.2Q3W2r2 1071 2198 103/36000.65106Wt3T

34、3t3 T 2 t3 130.368.162.2文檔大全實用標準文案誤差為 驟。0.65 10 6S3600 62 .2S min17.411S max89.417.4m20.810.81 ，誤差較大。故應調整各效的有效溫度差，重復上述計算步5. 重新分配各效的有效溫度差S S1 t1 S2 t2 S3 t3t重新分配有效溫度差，得41.8 9.3 89.7 9.2 17.4 62.2 28.45m280.7S141.8t 1 1 t19.3 13.7 S28.45t2t3S2t2 S S3t3 S89.728.4517.428.459.3 29.3 62.2 38.0 6. 重復上述計算步驟

35、（1）由所求得的各效蒸汽量，求各效溶液的組成，它們分別為x1Fx03500 0.10 0.1479F W1 3500 1134Fx0x2F W1 W 2x3 0.89743500 0.103500 1134 10710.2702（2）計算各效溶液沸點 因末效完成液濃度和二次蒸汽壓強不變， 各種溫度差損失可視為 恒定，故末效溶液的沸點 t3 仍為 144.9 ，而 t 3 38.0 ，則第三效加熱蒸汽溫度（即第二 效二次蒸汽溫度）為T3 T 2 t3t 3 68.1 38.0 106.1 由第二效 的二次蒸 汽溫度 T2 106.1 及x2 0.2702 ，查 杜林線圖得 第二效溶液 tA2 1

36、28 的 且由于靜壓強引起的溫差損失 可視為不變，故第二效溶液的沸點 為t 2 128 2.0 130 同理， t 2 130 ，而 t 2 29.3 T 2 T 1 t2 t 2 130 29.3 159.3 由 T 1 143.2 及 x1 0.1479，查杜林線圖，得 tA1 146 則t1 146 2.4 148.4 說明溶液的各種溫度差損失變化不大，不必重新計算，故有效總溫度差仍為 t 80.7 文檔大全實用標準文案效數參數123加熱蒸汽溫度 / T1 157.7T 2 159.3T 3 106.1溫度差 / t 1 13.7t 2 29.3t 3 38.0溶液沸點 / t1 148

37、.4t 2 130t3 68.1溫差重新分配后各效溫度情況如下：3)各效的衡算r 1 2224.6kJ / kgr 2 2256.3kJ /kgr 3 2371.5kJ / kg0.7（0.1479 0.10） 0.9465T1159.3 T2106.1 T358 第一效1 0.98W10.946521012224.6D10.8939D1a)2 0.98 0.（7 0.2702 0.1497） 0.89572224.6 148.4 130 W 2 0.8957W1 （3500 3.77 4.187W1）2256.3 2256.30.8525W1 96.38b)第三效 3 0.98 0.7（0.

38、8974 0.2702） 0.5710W3 0.5701 2256.3W1 （3500 3.77 4.187W1 4.187W2）130 68.12371.5 2371.50.4801W1 0.0623W 2 196.35（c） W W1 W2 W 3 3111（d）聯立（ a）、（b）、（c）、（ d），解得W1 1239kg / hW 2 1153kg / h W3 719kg /hD1 886kg /h與第一次熱量衡算所得結果 W1 1180kg / h ，W2 1132kg / h ，文檔大全實用標準文案W 3 750kg /h 比較，其相對誤差如下1 118012390.051132

39、11530.027507190.04相對誤差均小于 0.05 ，故計算的各效蒸發量 W 結果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不必 再算。（4）計算蒸發器的傳熱面積Q 1 = D1r1 = 8862101.2103/3600 = 0.51 106 wt 1 = 13.7 6= 20.7 m0.51 106 1800 13.7Q 2 = w1r1, = 11532224.6103/3600 = 0.71 106 wt2, = 29.3 6= 20.2m= 0.71 1061200 29.3= w2r 2= 719 2256.3 103/3600 =0.45 106 wt 3, =38.0 60.4

40、5 106 S3 =600 38.0= 19.7 m誤差 1 -SminSmax19.7= 0. 0.05,20.7試差結果合理，取平均面積S = 20.2 m文檔大全實用標準文案第二節 蒸發器的主要結構尺寸計算下面以中央循環管式蒸發器為例介紹蒸發器主要結構尺寸的設計極端方法。 蒸發器主體為加熱室和分離室。加熱室由直立的結熱管束所組成，管束中間為一根直徑較 大的中央循環管。分離室是汽液分離的空間。蒸發器的主要結構尺寸包括：加熱室和分離室的 直徑及高度；加熱管與循環管的規格、長度及在花板上的排列方式等。這些尺寸的確定取決于 工藝計算結果，主要是傳熱面積。（一）加熱管的選擇和管數的初步估計蒸發器的

41、結熱管通常選用 25mm 2.5mm、 38mm 2.5mm、 57mm 3.5mm 等幾種規格的無縫鋼管。加熱管的長度一般為 0.6 2m，但也有選用 2m以上的管子。管子長度的選擇應根據溶液結 垢的難易程度、溶液的起泡器和廠房的高度等因素來考慮。易結垢和易起泡沫溶液的蒸發宜選 用短管。當加熱管的規格與長度確立后，可由下式初步估計所需的管子數 nSn2-1)n 時的官場應用d0（L 0.1）式中 S 蒸發器的傳熱面積， m ,2 由前面的工藝計算決定；d0 加熱管外徑， m；L 加熱管長度， m。因加熱管固定在管板上，考慮管板厚度所占據的傳熱面積，則計算L-0.1 ）m。為完成傳熱任務所需的

42、最小實際管束 n 只有在管板上排列加熱管后才能確定二）循環管的選擇中央循環管式蒸發器的循環管蒸發管的截面積是根據使循環阻力盡量減小的原則來考慮的計算。循環管徑以截面積可取加熱管總截面積的 40 100。加熱管的總截面積可按表示，n則D1D 2 （0.4 1）n d2i44所以D1 （0.4 1）ndi（2-2）對于加熱面積較小的蒸發器，應取較大的百分數。按上式計算出 D1后，應從管規格表中選取管徑相近的標準管。只要 n 與 n 相差不大，循環管的規格一次確定。循環管的管長與加熱器相等。循環管的表面積不計入傳熱 面積中。（三）加熱室直徑及加熱管數目的確定 加熱室的徑取決于加熱管和循環管的規格、數

43、目及在管板上的排列方式。加熱管在管板上的排列方式有三角形排列、形排列、同心圓 。目前以三角形排列居多。管心 距 t 為相鄰兩管中心線之間的距離， t 一般為加熱管外徑的 1.25 1.5 倍。目前在換熱器設計 中，管心距的數據已經標準化，只要確定管子規格，形影的管心距則是確定值。表 1 摘錄了管 心距的數據，設計時可選用。加熱管外徑d0/ mm19253857管心距t/mm25324870文檔大全實用標準文案，管子加熱室徑和加熱管數采用作圖法來確定，具體做法是：先計算管束中心線上管數 按正三角nC形排列時， nC 1.1 ；n 管子按形排列時， nC 1.19 n，式中 n為總加熱管數。 初估

44、加熱室徑作為加熱室徑， 并以該徑和循環管作同心圓， 在同心圓的環隙中，按加熱管的排列方式和管心距作圖。所畫得的管數 n 必須大于初估值 若不滿n足，應選一設備徑，重新作圖，直至合適。殼體標準尺寸見表2殼體徑 /mm400 700800 10001100 15001600 2000最小壁厚 /mm8101214這種作圖方法簡便易行，且在確定加熱室徑的同時就確定了加熱管的數目（四）分離室直徑與高度的確定 分離室的直徑與高度取決于分離室的體積，而分離室的體積又與二次蒸汽的體積流量及蒸 汽體積強度有關。分離室體積 V 計算為2-3)VD2 HWU 般允許值為 U式中 V4 分離室的體積，m3 某效蒸發

45、器的二次蒸汽量， kg/h 某效蒸發器二次蒸汽的密度， kg /m3 33 蒸發體積強度，m3 /（m3s） ；即每立方米分離室體積每秒產生的二次蒸汽量 1.1 1.5m3 /（ m3s） 。根據由蒸發器工藝計算中得到的各效二次蒸汽蒸發量，再從蒸發體積強度U 的數值圍選取一個值，即可由上式算出分離室的體積。一般說來，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式計算得到的分離室體積也 不會相同，通常末效體積最大。為方便起見，各效分離室的尺寸可取一致。分離室體積宜取其 中較大者。確定了分離室的體積， 其高度與直徑符合 V D2H 關系。確定高度與直徑應考慮以下原 則： 4（1）分離室的高度與直徑

46、之比 H 12 。對于中央循環管式蒸發器，其分D離室高一般不能小于 1.8m，以保證足夠的霧沫分離高度。分離室的直徑也不能太小，否則二次 蒸汽流速過大，導致霧沫夾帶現象嚴重。（2）在條件允許的情況下，分離室的直徑應盡量與加熱室相同，這樣可使結構簡單，制造 方便。（3）高度和直徑都適于施工現場的安放。三 . 實際計算（一）、加熱管的選擇和管數的初步估計蒸發器加熱管選取： L 1.5m ， 57 3.5mm 的無縫鋼管2S 75.6m2S-蒸發器的傳熱面積， m2L 1.5mL-加熱管長度， m；文檔大全實用標準文案d0 0.057m d0- 加熱管外徑 m；當加熱管的規格與長度確立后，可由下式初

47、步估算所需管子數n， 因加熱管固定在管板上，考慮管板厚度所占據的傳熱面積，則計算 n時的管長應用（ L0.1 ）m.302根40%-100%。加熱管的總截S 75.6d0(L 0.1) 3.14 0.057 (1.5 0.1)二）、循環管的選擇中央循環管式蒸發器的循環管截面積可取加熱管總截面積的面積可按 n計算。循環管徑以 加熱管的面積 70%，則D1表示，對于加熱面積較小的蒸發器，應去較大的百分數，取2 2D1 (40% 100%) n di44D10.7n di0.7 302 0.057 0.829m選取管子的直徑為： 1400 8mm 循環管管長與加熱管管長相同為 0.829m（三）、加

48、熱室直徑及加熱管數目的確定加熱室的徑取決于加熱管和循環管的規格、數目及在管板撒謊能夠的排列方式 加熱管在管板上的排列方式有三角形排列、形排列、同心圓排列。查表 4-4 ，加熱管的管心距 t 70mm管子按正三角形排列，管束中心線上管數 ncnc1.1 n1.130219根初步估算加熱室徑，即Dit(nc 1)2b其中 b (1 1.5) d0取b1.5d0 。則Di70 (191)2 1.557 1431mm查國家標準壓力容器公稱直徑表和表 4-5 選取加熱室殼體徑 2000mm，壁厚 14mm 按加熱管的排列方式和管心距作圖通過作圖，求得加熱管數 n 813根 ，而初步估算 n 834根 其

49、相對誤差8131 813 0.0049 0.05809所以誤差不大，計算合理，所以循環管的規格一次選定 1400 8mm（四）、分離室直徑與高度的確定 分離室的直徑與高度取決于分離室的體積，而分離室的體積又與二次蒸汽的體積流量及蒸 發體積強度有關。分離室體積的計算式為W3600 U式中 V 分離室的體積， m3;W 某效蒸發器的二次蒸汽量， kg/h; 某效蒸發器二次蒸汽密度， Kg/m3文檔大全實用標準文案U 蒸發體積強度， m3/(m 3.s); 。一般用允許值為 1.11.5m3 /(m3.s)為方便起見，各效分離室的尺寸取一致。分離室體積宜取其中較大者 蒸發強度選 U 1.2m3 /( m3 .s) 因為末效體積最大，故分離室體力為W33600 3U20093600 0.1239 1.23.753m3確定了分離室的體積，其高度與直徑符合下列關系，V D2H4利用此