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/cm2絕壓）65、末效真空度（mmHg表壓）620設計內容：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求：1、畫一張詳細（最好帶控制點的）工藝流程圖2、編寫一份規范的設計說明書目錄蒸發裝置的設計…………(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)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)設計一覽表及總結………(23)參考文獻……………………(25)第一章蒸發裝置的設計本章符號說明英文字母希臘字母c—比熱容，kJ/(㎏·℃)；—對流傳熱系數，W/(m2·℃)；d—管徑,m；—溫度差損失，℃；D—直徑,m；—有限差值；D—加熱蒸汽消耗量,kg/h；—誤差；e—單位蒸汽消耗量,kg/kg；—熱損失系數；f—校正系數；—阻力系數；F—進料量,kg/h；—導熱系數，W/(m·℃)；g—重力加速度,m/s2；—黏度，Pa·s；h—高度,m；—密度，kg/m3；H—高度,m；—總和；k—杜林線的斜率；—系數。K—總傳熱系數,W/(m2·℃)；下標L—液面高度，m；1、2、3—效數的序號；L—淋水板間距,m；0—進料量；n—效數；A—僅考慮溶液蒸汽壓降低；n—管數；i—內側的；n—第n效，效數序號；K—冷凝器的；p—壓強,Pa；L—溶液的；q—熱通量,W/m2；m—平均；Q—傳熱速度,W；o—外側的；r—汽化熱,kJ/㎏；p—壓強；R—熱阻,m2·℃/W；s—污垢的；S—傳熱面積,m2；s—秒；t—溶液的沸點,℃；V—蒸汽的；t—管心距,m；W—水的；T—蒸汽的溫度,℃；w—壁面的。 u—流速,m/s；上標U—蒸發強度,kg/(m2·h)；△′—二次蒸汽的；V—體積流量,m3/s；△′—因溶液蒸汽壓下降而引起的；W—蒸發量,kg/h；△″—因液柱靜壓強而引起的；W—質量流量,kg/s； x—溶液的質量分數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。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便于清洗和更換，同時降低了蒸發器總高度循環速度大，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胡高效、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。其中最具代表性胡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、在蒸發器內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：要有較高的傳熱系數，能滿足生產工藝的要求。生產能力較大。構造簡單，操作維修方便。能適應所蒸發物料的工藝特性。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。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范圍為0.01~0.1Pa.s。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。對易結垢的料液，宜選取管內流速大的強制循環蒸發器。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。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。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111.10.9193二效0.520.571.75430三效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。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，每一效的溫度差不能小于5~7℃（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。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加料方式并流法流程示意料液與蒸汽的流向并流，溶液和蒸汽的流向均為由第1效順流至末效，完成液由末效底部排出優點利用各效間壓差自動進料，可省去輸液泵前效溫度高于后效，進料呈過熱狀態，產生自蒸發，各效間可不設預熱器輔助設備少，裝置緊湊，溫差損失少操作簡便，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范圍黏度不大或隨便組成增高黏度變化不大的料液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，加熱蒸汽的壓強和冷凝器中的壓強等。蒸發器的設計步驟多效蒸發的計算一般采用迭代計算法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。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。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。根據蒸發器的焓衡算，求各效的蒸發量和傳熱量。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。蒸發器的計算方法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 （1-1）在蒸發過程中，總蒸發量為各效蒸發量之和W=W1+W2+…+Wn（1-2）任何一效中料液的組成為（1-3）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（1-4）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。例如，三效蒸發W1：W2：W3=1：1.1：1.2（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,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）式中—各效加熱蒸汽壓強與二次蒸汽壓強之差，Pa；—第一效加熱蒸汽的壓強，Pa；—末效冷凝器中的二次蒸汽的壓強，Pa。 多效蒸發中的有效傳熱總溫度差可用下式計算：（1-7）式中—有效總溫度差，為各效有效溫度差之和，℃；—第一效加熱蒸汽的溫度，℃；—冷凝器操作壓強下二次蒸汽的飽和溫度，℃；—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：（1-9）式中—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值可從手冊差得；—校正系數，量綱為一。 一般?。?-10）式中—操作壓強下水的沸點，亦即二次蒸汽的飽和溫度，℃；—操作壓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與水同樣壓強下兩沸點之差，其比值為一常數，即求得k值，其他任一壓強下的沸點就可由下式求得，即（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，器內溶液需維持一定的液位，因而蒸發器中溶液內部的壓強大于液面的壓強，致使溶液內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，溶液內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：（1-12）式中—蒸發器中液面和底部間的平均壓強，Pa；—二次蒸汽的壓強，即液面處的壓強，Pa；—溶液的平均密度，kg/m3；—液層高度，m；—重力加速度，m/s2。（1-13）式中—根據平局壓強求得水的沸點，℃；—根據二次蒸汽壓強求得水的沸點，℃。 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及溫度差損失，即可由下式估算各效溶液的沸點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（1-15）由式（1-15）可求得第I效的蒸發量。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，可取為0.98-0，7（式中為溶液的組成變化，以質量分數表示）。（1-16）式中—第i效的加熱蒸汽量，kg/h,當無額外蒸汽抽出時，；—第i效加熱蒸汽的汽化熱，kJ/kg；—第i效二次蒸汽的汽化熱，kJ/kg；—原料液的比熱容，kJ/（kg·℃）；—水的比熱容，kJ/（kg·℃）；、—第i效及第（i-1）效溶液的沸點，℃；—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 任一效的傳熱速率方程為（1-17）式中—第i效的傳熱速率，W；—第i效的傳熱系數，W；—第i效的傳熱面積，m2；—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，現以三效為例，即（1-18）式中（1-19）（1-20） 在多效蒸發中，為了便于制造和安裝，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 表示各效面相等時的有效溫度差，則,,（1-21） 與（1-18）式相比可得，，（1-22） 將式（1-22）中三式相加，得或（1-23）式中—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值的范圍，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：（1-24）式中、—管外蒸汽冷凝傳熱系數與管內液體沸騰傳熱系數，W/(m2·℃)；、—m2·℃/W；—W/(m2·℃)；—m；、、—m。 計算K0值主要在于求取管內溶液的沸騰傳熱系數。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。（三）設計計算 1．估算各效蒸發量和完成液組成 總蒸發量因并流加料，蒸發系統中無額外蒸汽引出，可設W1：W2：W3=1：1.1：1.2而解得 2.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 各效間的平均壓強差為、 由各效的壓強差可求得各效蒸發室的壓強，即 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℃Ti|℃

（即下一效加熱蒸汽溫度）143.2130.358二次蒸汽的汽化熱（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根據各效的二次蒸汽溫度（亦即相同壓強下水的沸點）和各效完成液的組成，由NaOH水溶液的杜林線圖查得各效溶液的沸點分別為℃℃℃則各效由于溶液蒸汽壓下降所引起的溫度差損失為℃℃℃所以℃ 各效由于溶液靜壓強所引起的溫度差損失根據故 根據各效溶液的平均壓強，由手冊查得對應的飽和溫度為℃℃℃所以℃℃℃℃（3）由于不計流體阻力產生壓強降所引起的溫度差損失則℃，故各效總的溫度差損失為℃ （4）各效溶液的沸點和有效總溫度差溶液的沸點為℃℃℃℃℃℃ 有效總溫度差由手冊查得壓強為589kPa時蒸汽的飽和溫度為157.7℃，汽化熱為2101.2kJ/kg,所以 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：因沸點進料，故。為考慮NaOH水溶液濃縮熱的影響，熱利用系數取為所以（a） 同理，第二效的熱衡算式為所以1（b） 同理，第三效的熱衡算式為（c）又（d）聯立式（a）、（b）、（c）、（d），解得 4.估算蒸發器的傳熱面積℃℃℃誤差為，誤差較大。故應調整各效的有效溫度差，重復上述計算步驟。 5.重新分配各效的有效溫度差重新分配有效溫度差，得℃℃℃6.重復上述計算步驟（1）由所求得的各效蒸汽量，求各效溶液的組成，它們分別為 (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，故末效溶液的沸點仍為144.9℃，而℃，則第三效加熱蒸汽溫度（即第二效二次蒸汽溫度）為℃由第二效的二次蒸汽溫度℃及，查杜林線圖得第二效溶液的℃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℃同理，，而℃℃ 由℃及，查杜林線圖，得℃則℃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℃溫差重新分配后各效溫度情況如下：效數參數123加熱蒸汽溫度/℃ 溫度差/℃溶液沸點/℃ （3）各效的衡算℃℃℃ 第一效（a）第二效（b）第三效（c）（d） 聯立（a）、（b）、（c）、（d），解得、 與第一次熱量衡算所得結果，，比較，其相對誤差如下相對誤差均小于0.05，故計算的各效蒸發量結果合理。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Q1=D1r1=886×2101.2×103/3600=0.51×106w△t1′=13.7S1=EQ=20.7m2Q2=w1r1,=1153×2224.6×103/3600=0.71×106w△t2,=29.3S2=EQ=20.2m2Q3=w2r2′=719×2256.3×103/3600=0.45×106w△t3,=38.0℃S3==19.7m誤差1-EQ=1-=0.048<0.05,試差結果合理，取平均面積S=20.2m2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。加熱管的選擇和管數的初步估計蒸發器的結熱管通常選用、、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（2-1）式中—蒸發器的傳熱面積，,由前面的工藝計算決定；—加熱管外徑，m；—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，則計算時的官場應用（L-0.1）m。為完成傳熱任務所需的最小實際管束n只有在管板上排列加熱管后才能確定。循環管的選擇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。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40﹪～100﹪。加熱管的總截面積可按計算。循環管內徑以表示，則所以（2-2） 對于加熱面積較小的蒸發器，應取較大的百分數。 按上式計算出后，應從管規格表中選取管徑相近的標準管。只要與相差不大，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。加熱室直徑及加熱管數目的確定加熱室的內徑取決于加熱管和循環管的規格、數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、正方形排列、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 19253857管心距25324870 加熱室內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，管子按正三角形排列時，；管子按正方形排列時，，式中n為總加熱管數。初估加熱室內徑作為加熱室內徑，并以該內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，若不滿足，應選一設備內徑，重新作圖，直至合適。殼體標準尺寸見表2殼體內徑/mm400～700800～10001100～15001600～2000最小壁厚/mm8101214這種作圖方法簡便易行，且在確定加熱室內徑的同時就確定了加熱管的數目。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）式中V—分離室的體積，—某效蒸發器的二次蒸汽量，kg/h—某效蒸發器二次蒸汽的密度，—蒸發體積強度，·；即每立方米分離室體積每秒產生的二次蒸汽量。一般允許值為～·。 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的數值范圍內選取一個值，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，其高度與直徑符合關系。確定高度與直徑應考慮以下原則： （1）分離室的高度與直徑之比～。對于中央循環管式蒸發器，其分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?。海臒o縫鋼管S---蒸發器的傳熱面積，m2L---加熱管長度，m；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（L—0.1）m.（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40%--100%。加熱管的總截面積可按n’計算。循環管內徑以D1表示，對于加熱面積較小的蒸發器，應去較大的百分數，取加熱管的面積70%，則選取管子的直徑為：循環管管長與加熱管管長相同為0.829m。（三）、加熱室直徑及加熱管數目的確定加熱室的內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、正方形排列、同心圓排列。查表4-4，加熱管的管心距管子按正三角形排列，管束中心線上管數初步估算加熱室內徑，即其中取。則查國家標準壓力容器公稱直徑表和表4-5選取加熱室殼體內徑，壁厚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，而初步估算其相對誤差所以誤差不大，計算合理，所以循環管的規格一次選定。（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式中-----分離室的體積，m3;-----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，-----蒸發體積強度，m3/(m3.s);。一般用允許值為為方便起見，各效分離室的尺寸取一致。分離室體積宜取其中較大者。蒸發強度選因為末效體積最大，故分離室體力為確定了分離室的體積，其高度與直徑符合下列關系，利用此關系確定高度和直徑時應考慮如下原則：(1)分離室的高度與直徑之比。對于中央循環管式蒸發器，其分離室一般不能小于1.8m，以保證足夠的霧沫分離高度。分離室的直徑也不能太少，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。故選（五）、接管尺寸的確定流體進出口的內徑按下式計算式中-----流體的體積流量m3/s；-----流體的適宜流速m/s，估算出內徑后，應從管規格表格中選用相近的標準管。溶液的進出口對于并流加料的三效蒸發，第一效溶液流量最大，各效設備尺寸一致，根據第一效溶液流量確定接管。取流體的流速為0.8m/s；所以取規格管。加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口各效結構尺寸一致二次蒸汽體積流量應取各效中較大者。第III效體積流量最大，故所以取規格管。（三）冷凝水出口冷凝水的排出一般屬于液體自然流動，接管直徑應由各效加熱蒸氣消耗量較大者確定。所以取規格管。第四章蒸發裝置的輔助設備一、氣液分離器蒸發操作時，二次蒸汽中夾帶大量的液體，雖在分離室得到初步的分離，但是為了防止損失有用的產品或防止污染冷凝液，還需設置氣液分離器，以使霧沫中的液體聚集并與二次蒸汽分離，故氣液分離器或除沫器。選擇慣性式除沫器，其工作原理是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變運動方向時，液滴因慣性作用而與蒸汽分離。在慣性式除沫器的主要尺寸關系：由加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口接管尺寸，所以所以二、蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷卻水將二次蒸汽冷凝。二次蒸汽與冷卻水直接接觸進行熱交換，其冷卻效果好，結構簡單，操作方便，價格低廉，因此被廣泛采用。所以，選用多孔板式蒸氣冷凝器。冷卻水量根據冷凝器入口蒸汽壓強和冷卻水進口溫度，有圖查得1冷卻水可冷凝的蒸汽量為，則式中，-----冷卻水量m3/h；-----所需冷凝的蒸汽量，Kg/h因為計算值值偏低，故設計時取查圖4-13，實際?。ǘ├淠鞯闹睆礁鶕M入冷凝器的二次體積流量，用流量公式求出冷凝器直徑所以選（三）淋水板的設計(1)淋水板數：，淋水板取4塊淋水板間距：L末0.15m又L0=D+(0.15~0.3)m取所以?。?）弓型淋水板的寬度：最上面一塊=（0.8~0.9）D，其他各淋水板B=D/2+0.05m所以(4)淋水板堰高