KNO3水溶液三效并流蒸发系统设计书

1 溶液三效并流蒸发系统设计书 第一章 . 概述 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汽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汽压低，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。在加热蒸汽温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯热温差，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汽。如何充分利用热量，提高加热蒸汽的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。 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汽，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 （ 2）可以利用低压蒸汽作为加热剂； （ 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 次蒸汽温度较高，可作为下一效的加热蒸汽加以利用。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。 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汽，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，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。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 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、 3 结垢物料的蒸发。 此类蒸发器主要有： 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。 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 75实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在 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。 4 F 1 T1 T2 T3 P3 P2 P1 5 第二章 总蒸发量： 34 5 0 0 0 1 0F 5 8 5 9 . 3 7 5 k g / 0 2 401 2 33 1 W W W 4 3 9 4 . 5 3 1 2 5 k g / 因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设 1 2 31 2 3 11230110212W : W : W 1 : 1 . 1 : 1 . 2W W W W 3 . 3 5 9 . 3 7 5W 1 3 3 1 . 6 8 k g / 3W 1 . 1 1 3 3 1 . 6 8 1 4 6 4 . 8 4 k g / . 2 1 3 3 1 . 6 8 1 5 9 8 . 0 1 k g / 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0x 0 . 1 4 6 7F W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 3 3 1 . 6 8 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0 W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 3 3 1 30 . 1 9 1 3. 6 8 1 4 6 4 . 8 4x 0 . 4 0设各效间压力降相等，则总压力差为 1 P P 4 0 0 0 . 8 1 0 1 . 3 4 8 1 . 0 4 k P a 各效间的平均压力差为 P 1 6 0 . 3 4 6 7 k P 由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即 1 1 P 3 4 0 . 9 5 3 3 k P 2 P 1 8 0 . 6 0 6 6 k P 2 0 . 2 6 k P a 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气化潜热列于下表中。 6 表 1 二次蒸汽的温度和气化潜热 效数 二次蒸汽压力 ， 次蒸汽温度 C, (即下一效加热蒸汽的温度） 次蒸汽 的气化潜热 kJ/kg, （即下一效加热蒸汽的气化潜热） 2155 2214 2355 (1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 可用校正系数法求得 校正系数法： = 0f 式中 常压 下 由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失， C ； 某些溶液在常压下的沸点 f 校正系数，量纲为一。 一般取 f =1(T 273)r 式中 1T 操作压强下水的沸点 ，亦即二次蒸汽的饱和温度， C C ； r 操作压强下二次蒸汽的汽化热， kJ/ 查表得： ， 01 和 102 C 1=1f 0=11(T 273)r 2=2f 0=22(T 273)r 7 3=3f 0=33(T 273)r 1 . 2 3 1 . 7 3 2 . 6 7 5 . 6 3 C (2)由于液柱静压力而引起的沸点升高 (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 m 所以 0 1 7 5 9 . 8 1 1P 3 4 0 . 9 5 3 4 5 . 9 4 k P 0 3 6 1 9 . 8 1 1P 1 8 0 . 6 1 1 8 5 . 6 9 k P 0 7 5 6 2 9 . 8 1 1 0 . 2 6 2 5 . 5 4 k P 由平均压力可查得对应的饱和温度为 3 8 . 3 5 3 4 1 7 . 6 2 4 2 3 . 6 4 5 6 C 所以 12 P 23 P 3 T T 1 3 8 . 3 5 3 4 1 3 7 . 8 0 . 5 5 3 4 T 1 1 7 . 6 2 4 2 1 1 6 . 8 0 . 8 2 4 2 T 6 3 . 6 4 5 6 6 0 . 3 3 . 3 4 5 6 . 5 5 3 4 0 . 8 2 4 2 3 . 3 4 5 6 4 . 7 2 3 2 C （ 3） 由于不计流动阻力产生压降所引起的温度差损失 则 0C ，故各效总的温度差损失为 5 . 6 3 4 . 7 2 3 2 0 1 0 . 3 5 C （ 4） 各效料液的温度和有效总温差 由各效二次蒸汽 温度差损失 ，即可由下式估算各效料液的温度 8 i i 1 12 2 2 23 3 3 31 1 12 2 23 3 3 1 . 2 3 0 . 5 5 3 4 0 2 . 5 5 1 . 7 2 0 . 8 2 0 2 . 5 5 3 . 3 5 2 . 6 7 0 6 . 0 2 1 3 7 . 8 2 . 5 5 1 3 9 . 5 8 1 1 6 . 8 2 . 5 5 1 1 9 . 3 5 6 0 . 3 6 . 0 2 6 6 . 3 2 C有效总温度差 S 由手册可查得 、气化潜热为 2113kJ/所以 t T T 1 5 1 . 8 6 0 . 3 1 0 . 3 5 8 1 . 1 5 C 第 效的热 量衡算式为 1 10111 r 10 ，考虑到3利用系数计算式为 1 0 . 9 8 - 0 . 7 0 . 1 2 9 - 0 . 1 0 . 9 5 9 7 所以 111 1 1 11113W 0 . 9 5 9 7 D 0 . 9 4 1 0 1 5 5 同理 第 效的热量衡算式为 9 1 2 1 22 2 p 0 1 p 1 22 2 p 0 1 p r t F c W . 9 8 0 . 7 0 . 1 9 1 0 . 1 2 9 0 . 9 3 6 6W r t F c W 5 5 1 3 9 . 5 8 1 1 9 . 3 50 . 9 3 6 6 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 1 4 2 2 1 40 . 8 7 6 W 1 8 8 . 7 4 5 对于第 效，同理可得 32 3 2 33 3 p 0 1 p w 2 p 221 0 . 9 8 0 . 7 0 . 4 0 - 0 . 1 9 1 0 . 8 3 3 7W r t F c W c W 1 4 1 1 9 . 3 5 6 6 . 3 20 . 8 3 3 7 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 W 4 . 1 8 7 5 5 2 3 5 50 . 7 0 5 2 W 0 . 0 7 8 6 0 4 W 4 1 4 . 4 7 9 2 又因为 1 2 3W W W 4 3 9 4 . 5 3 1 2 5 k g / h 联解上面各式，可得 1231W 1 5 1 5 . 1 9 6 k g / 5 1 5 . 3 4 8 k g / 3 6 4 . 0 0 2 k g / 6 1 0 . 1 9 8 k g / h 10 11 1 152111152 1 12 2 2222 r 1 6 1 0 . 1 9 8 2 1 1 3 9 . 4 5 1 0 t T t 1 5 1 . 8 1 3 9 . 5 8 1 2 . 2 2 . 4 5 1 0S 3 8 . 6 7 t 2 0 0 0 1 2 . 2 21000Q W r 1 5 1 5 . 1 9 6 2 1 5 5 9 . 0 7 1 0 t T t 1 3 7 . 8 1 1 9 . 3 5 1 8 . 4 5 t 52253 2 23 3 35233339 . 0 7 1 04 9 . 1 6 0 0 1 8 . 4 51000Q W r 1 5 1 5 . 3 4 8 2 2 1 4 9 . 3 2 1 0 t T t 1 1 6 . 8 6 6 . 3 2 5 0 . 4 8 . 3 2 1 0 S 3 6 . 9 3 t 5 0 0 5 0 . 4 8 误差为m i nm a 6 . 9 31 1 0 . 2 4 9S 4 9 . 1 6 ，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。 1 1 2 2 3 32S . 6 7 1 2 . 2 2 4 9 . 1 6 1 8 . 4 5 3 6 . 9 3 5 0 . 4 8 3 9 . 9 7 . 1 5 重新分配有效温度差，可得 111222333S 3 8 . 6 7 t t 1 2 . 2 2 1 1 . 8 2 9 . 9 7S 4 9 . 1 6 t t 1 8 . 4 5 2 2 . 6 9 9 . 9 7S 3 6 . 9 3 t t 5 0 . 4 8 4 6 . 6 4 9 . 9 7 11 复上述计算步骤 （ 1） 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 01102123 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0x 0 . 1 3 5F W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 5 1 5 . 9 6 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0x 0 . 2 0 7F W W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 5 1 5 . 9 6 1 5 1 5 . 3 4 8x 0 . 4 0 （ 2） 计算各效料液的温度 因末效完成液浓度和二次蒸汽压强均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 , 即 3t 则第 效加热蒸汽的温度（也即第 效料液二次蒸汽温度 )为 3 2 3 3T T t t 6 6 . 3 2 4 6 . 6 4 1 1 2 . 9 6 C 由第 效二次蒸汽的温度（ ）即第 效料液的浓度（2x ，根据校正系数法可得第 效料液的沸点为 . 同理 2 1 2 2T T t t 1 1 5 . 6 4 7 2 2 . 6 9 1 3 8 . 3 3 7 C 由第 效二次蒸汽的温度 ( )及第 效料液的浓度（ 根据校正系数法可得第 效料液的沸点为 。 第 效料液的温度也可由下式计算 1 1 1 t 1 5 1 . 8 1 1 . 8 2 1 3 9 . 9 8 C 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 t 1 1 . 8 2 2 2 . 6 9 4 6 . 6 4 8 1 . 1 5 C 温度差重新分配后各效温度情况列 于下表： 12 表 2 三效蒸发器各效的温度 效次 加热蒸汽温度， C 1=2=效温度差， C 1t 2t 3t 料液温度（沸 点）， C 3） 各效的热量衡算 112233T 1 3 8 7 1 6 0 k J / k 1 2 2 2 4 k J / k 0 r 2 3 5 5 k J / k g 第 效 11 0 . 9 8 0 . 7 x 0 . 9 8 0 . 7 0 . 1 3 5 0 . 1 0 0 . 9 5 5 5 111 1 1 11113W 0 . 9 5 5 5 D 0 . 9 3 4 7 1 6 0 第 效 221 2 1 22 2 p 0 1 p . 9 8 0 . 7 x 0 . 9 8 0 . 7 0 . 2 0 7 0 . 1 3 5 0 . 9 0 8 6W r t F c W 6 0 1 3 9 . 9 8 1 1 5 . 6 4 70 . 9 0 8 6 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 2 4 2 2 2 40 . 8 4 0 8 W 2 1 9 . 4 8 第 效 13 32 3 2 33 3 p 0 1 p w 2 p 221 0 . 9 8 0 . 7 0 . 4 0 0 . 2 0 7 0 . 8 4 4 9W r t F c W c W 2 4 1 1 5 . 6 4 7 6 6 . 3 20 . 8 4 4 9 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 W 4 . 1 8 7 5 5 2 3 5 50 . 7 2 3 8 W 0 . 0 7 4 1 W 3 9 0 . 7 1 6 又因为 1 2 3W W W 4 3 9 4 . 5 3 1 2 5 k g / h 联解上面各式得 1231W 1 5 2 6 . 3 4 1 9 k g / 5 0 2 . 8 2 8 3 k g / 3 6 5 . 3 6 1 1 k g / 4 2 6 . 6 7 k g / h与第一次计算结果比较，其相对误差为 1 5 1 5 . 1 9 61 0 . 0 0 7 31 5 2 6 . 3 4 1 91 5 1 5 . 3 4 81 0 . 0 0 8 31 5 0 2 . 8 2 8 31 3 6 4 . 0 0 21 0 . 0 0 1 01 3 6 5 . 3 6 1 1计算相对误差均在 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。 （ 4） 蒸发器传热面积的计算 14 51 1 1152111152 1 125222223 2 31000Q D r 1 4 2 6 . 6 7 2 1 1 3 8 . 3 7 1 0 t 1 1 . 8 2 . 3 7 1 0S 3 5 . 4 t 2 0 0 0 1 1 . 8 21000Q W r 1 5 2 6 . 3 4 2 1 6 0 9 . 1 6 1 0 t 2 2 . 6 9 . 1 6 1 0S 4 0 . 4 t 1 0 0 0 2 2 . 6 9Q W r 1 5 0 2 . 8 3 2 2 2 4 5352333310009 . 2 8 1 0 t 4 6 . 6 4 . 2 8 1 0S 3 9 . 8 t 5 0 0 4 6 . 6 4 误差为m i nm a 0 . 1 2 4 0 . 0 5S ，误差较大，故应调整各效的有效温差，重复上述计算步骤。 1 1 2 2 3 32S . 4 1 1 . 8 2 4 0 . 4 2 2 . 6 9 3 9 . 8 4 6 . 6 4 3 9 . 3 3 . 1 5 重新分配有效温度差，得 111222333S 3 5 . 4 t t 1 1 . 8 2 1 0 . 6 4 9 . 3 3S 4 0 . 4 t t 2 2 . 6 9 2 3 . 3 1 9 . 3 3S 3 9 . 8 t t 4 6 . 6 4 4 7 . 2 0 9 . 3 3 521111522222523333Q 8 . 3 7 1 0S 3 9 . 3 3 t 2 0 0 0 1 0 . 6 4Q 9 . 1 6 1 0S 3 9 . 3 0 t 1 2 0 0 1 2 . 3Q 9 . 2 8 1 0S 3 9 . 3 2 t 5 0 0 2 6 . 1 15 误差为m i nm a 9 . 3 01 1 0 . 0 0 0 7 6 0 . 0 5S 3 9 . 3 3 ,结果合理 （ 1） 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 01102123 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0x 0 . 1 3 5F W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 5 2 6 . 3 4 1 9 8 5 9 . 3 7 5 0 . 1 0x 0 . 2 0 7F W W 5 8 5 9 . 3 7 5 1 5 2 6 . 3 4 1 9 1 5 0 2 . 8 2 8 3x 0 . 4 0 （ 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，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 ,即 3t 则第 效加热蒸汽的温度（也即第 效料液二次 蒸汽 温度 )为 3 2 3 3T T t t 6 6 . 3 2 4 7 . 2 1 1 3 . 5 2 C 由第 效二次 蒸汽 的温度（ ）即第 效料液的浓度（ 根据校正系数法 可得第 效料液的沸点为 . 同理 2 1 2 2T T t t 1 1 6 . 2 2 2 3 . 3 1 1 3 9 . 5 3 C 由第 效二次 蒸汽 的温度 ( )及第 效料液的浓度（ 根据校正系数法 可得第 效料液的沸点为 。 第 效料液的温度也可由下式计算 1 1 1 t 1 5 1 . 8 1 0 . 6 4 1 4 1 . 1 6 C 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 t 1 0 . 6 4 2 3 . 3 1 4 7 . 2 8 1 . 1 5 C 温度差重新分配后各效温度情况列于下表： 表 2 三效蒸发器各效的温度 16 效次 加热蒸汽温度， C 1=2=效温度差， C 1t 2t 3t 料液温度（沸点）， C 3)各效的热量衡算 112233T 1 3 9 1 5 0 k J / k 1 3 2 1 7 k J / k 0 r 2 3 5 5 k J / k g 第 效 11 0 . 9 8 0 . 7 x 0 . 9 8 0 . 7 0 . 1 3 5 0 . 1 0 0 . 9 5 5 5 111 1 1 11113W 0 . 9 5 5 5 D 0 . 9 4 7 9 1 5 0 第 效 221 2 1 22 2 p 0 1 p . 9 8 0 . 7 x 0 . 9 8 0 . 7 0 . 2 0 7 0 . 1 3 5 0 . 9 2 9 6W r t F c W 5 0 1 4 1 . 1 6 1 1 6 . 2 20 . 9 2 9 6 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 1 7 2 2 1 70 . 8 5 7 8 W 2 3 0 . 9 第 效 32 3 2 33 3 p 0 1 p w 2 p 221 0 . 9 8 0 . 7 0 . 4 0 0 . 2 0 7 0 . 8 4 4 9W r t F c W c W 1 7 1 1 6 . 2 2 6 6 . 3 20 . 8 4 4 9 W 5 8 5 9 . 3 7 5 3 . 7 6 8 4 . 1 8 7 W 4 . 1 8 7 5 5 2 3 5 50 . 7 2 0 3 4 3 8 W 0 . 0 7 4 9 5 8 W 3 9 5 . 2 5 4 8 又因为 17 1 2 3W W W 4 3 9 4 . 5 3 1 2 5 k g / h 联解上面各式得 1231W 1 5 0 0 . 3 8 5 k g / 5 1 7 . 9 3 k g / 3 7 6 . 2 1 5 k g / 4 2 2 . 2 1 5 k g / h与第一次计算结果比较，其相对误差为 1 5 2 6 . 3 41 0 . 0 1 71 5 0 0 . 3 8 51 5 0 2 . 8 31 0 . 0 1 01 5 1 7 . 9 31 3 6 5 . 3 61 0 . 0 0 81 3 7 6 . 2 1 5计算相对误差均在 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。 5 21111522222523333Q 8 . 3 5 1 0S 3 9 . 2 3 t 2 0 0 0 1 0 . 6 4Q 8 . 9 6 1 0S 3 9 . 4 4 t 1 2 0 0 1 2 . 3Q 9 . 3 5 1 0S 3 9 . 6 1 t 5 0 0 2 6 . 1 误差为m i nm a 8 . 4 41 1 0 . 0 2 9 5 0 . 0 5S 3 9 . 6 1 ， 试差 计算结果合理。 平均传热面积为 21 2 3m S S S 3 9 . 2 3 3 8 . 4 4 3 9 . 6 1S 3 9 . 1 0 又蒸发器热损失为本效加热蒸汽供热的 35%，取 3% 18 所以 2 0 . 3 0 表 3 物料计算的结果 效次 冷凝器 加热蒸汽温度， C 作压力 Pi,液温度（沸点）i, 完成液浓度 0 蒸发量kg/h 蒸汽消耗量 D， kg/h 传热面积 Si,第三章 . 蒸发器主要结构尺寸计算 根据加热管的型号选用： 57 据实际情况选择加热管长度选用： 步估算所需管子数为 n 4 0 . 3n 1 1 8 . 5 d L 0 . 1 3 . 1 4 5 7 1 0 2 0 . 1 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 60% 。 则循环管的总截面积为 19 221D 0 . 6 n . 6 n d 0 . 6 1 1 8 . 5 5 7 2 3 . 5 4 2 2 . 5 m m 根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为 457 17 环管的管长与加热管相等，为 2.0 m。 加热管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。节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 1 不同加热管尺寸的管心距 加热管外径 mm,5 38 57 管心距 25 32 48 70 由上表查得型号为 57 0 m . 1 n 1 . 1 1 1 8 . 5 1 2 估计加热管的内径 其中， b 取 0b 1 . 2 d 1 0 0 m m 所以 t n 1 2 b 7 0 1 2 1 2 1 0 0 8 7 0 m m 表 2 壳体的尺寸标准 壳体内径， 400 700 800 1000 1100 1500 1600 200 最小壁厚， 8 10 12 14 根据估算，及容器的公称直 径表，试选用 400D 作 20 为加热管的内径，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。有图可得，从第 8层排到第 10层，当内径为 870得管数为 162根，大于估算的管数，满足要求。所以加热管的直径为 D 1000 ,总加热管数 n=162。 选用 1000 12其中， U 为蒸发体积强度，一般允许值为 sm/m 33 ，在此取 sm/m 3 。 将工艺计算中二蒸汽的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸汽的密度列于下 表 3 二次蒸汽相应密度 效次 二次蒸汽温度 C, 次蒸汽流量 kg/h 次蒸汽密度 3，kg/m 据上表数据，分别算出各效分离室数据 311132223333W 1 5 0 0 . 3 8 5V 0 . 1 7 9 U 3 6 0 0 1 . 9 3 8 8 1 . 2W 1 5 1 7 . 9 3V 0 . 3 8 0 8 U 3 6 0 0 0 . 9 2 2 6 1 . 2W 1 3 7 6 . 2 1 5V 2 . 4 1 4 U 3 6 0 0 0 . 1 3 1 9 6 1 . 2 为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积 V 。 21 确定需考虑的原则： 21 H : D 1 2 2 H 1 D （ ） （ ）（ ）所以取 H m流体进出口计算 s 为统一管径，按第 效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即u = 0 . 8 1 . 5 m / s , u = 1 . 2 m / 选 取则 1 . 5 7 m m u依据无缝钢管的常用规格选为 60 标准管。 表 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/s 20 30 15 20 饱和蒸汽适宜的流速 u = 2 0 3 0 m / s , = 2 5 m / 取 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 22 33 3 7 6 . 2 1 5V 2 . 8 9 7 m / . 1 3 1 9 6 3 6 0 04V 4 2 . 8 9 7d 3 8 4 . 2 m m u 3 . 1 4 2 5 依据无缝钢管的常用规格选用为 406 9标准管。 蒸汽进口： 32 5 1 7 . 9 3V 0 . 4 5 7 m / . 9 2 2 6 3 6 0 04V 4 0 . 4 5 7d 1 5 2 . 6 m m u 3 . 1 4 2 5 依据无缝钢管的常用规格选用为 165 5标准管。 定 冷凝水的排出属于自然流， m / s 0 . 1u m / s , 0 . 1 50 . 0 8 设对于各效冷凝水密度可查的表 为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则 4 V 4 1 5 1 7 . 9 3d = = 3 6 . 7 9 m m u 3 . 1 4 9 9 2 . 2 0 . 1 3 6 0 0 依据无缝钢管的常用规格选用直径为 48 第四章 蒸发装置的辅助设备 沫 器 根据 蒸汽 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除沫器。其主要尺寸确定为： 除沫器内管 的直径 s 741 且 2:D:D: 23 除沫器外罩管的直径 711 . 5 5D 12 沫器外壳的直径 7123 沫器的总高度 除沫器内管顶部与器顶的距离 7 .4 m 44h 1 为设计方便取 6h 选用多层多孔 板 式冷凝器 ,尺寸确定 过程如下： V 冷却水进出口压力为 冷却水进 ， 出口温度 分别 为 40, 20 由板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得 1 取流速为 20m/s ，已知 3V 1 3 2 0 故 2 2 9 . 3 m u淋水板数： D 4 2 9 . 3 m m 5 0 0 m m , n 4 故 淋水板间距： 0L D + 3 0 0 m m = 6 2 9 . 3 m m 24 根据1 则 112233444L 0 . 7