NAOH水溶液蒸发装置设计说明书.docVIP

化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 说说 明明 书书 设计题设计题目：目：NaOH 水溶液蒸水溶液蒸发发装置的装置的设计设计 设计设计者：班者：班级级： ：过过控控 0702 姓名：姓名：黄建章黄建章 日期：日期：2010-11-29 指指导导教教师师： ： 设计设计成成绩绩： ： 目目 录录 符号说明符号说明1 1 蒸发装置设计任务书蒸发装置设计任务书1 1.1 设计题目 .2 1.2 设计任务及操作条件 .2 1.3 设计内容 .2 2 前言前言2 2.1 概述2 2.1.1蒸发及蒸发流程.2 2.1.2蒸发操作的分类.3 2.1.3蒸发操作的特点.3 2.1.4 蒸发设备3 3 蒸发器工艺设计计算蒸发器工艺设计计算4 3.1 蒸浓液浓度计算4 3.2 溶液沸点和有效温度差的确定5 3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失.5 3.2.2各效由于溶液静压强所引起的温度差损失.6 3.2.3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失.6 3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算7 3.4 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数 K 的确定.8 3.5 温差的重新分配与试差计算9 3.5.1重新分配各效的有效温度差.9 3.5.2重复上述计算步骤.9 3.6 计算结果列表11 4 蒸发器工艺尺寸计算蒸发器工艺尺寸计算11 4.1 加热管的选择和管数的初步估计 .11 4.1.1加热管的选择和管数的初步估计.11 4.1.2循环管的选择.12 4.1.3加热室直径及加热管数目的确定.12 4.1.4分离室直径与高度的确定.12 4.2 接管尺寸的确定13 4.2.1溶液进出口.13 4.2.2加热蒸气进口与二次蒸汽出口.13 4.2.3冷凝水出口.13 5 蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备14 5.1 气液分离器14 5.2 蒸汽冷凝器14 5.2.1冷却水量 L V .14 5.2.2冷凝器直径D.15 5.2.3 淋水板的设计15 6 主要设备强度计算及校核主要设备强度计算及校核16 6.1 蒸发分离室和加热室厚度设计16 7 课程设计心得课程设计心得17 1 符号说明符号说明 )./( / / / / )./( 2 2 CmWK kgJh mh smg f hkgF hkgD mD md CkgkJc mb 总传热系数， 二次蒸汽的焓， 高度， 重力加速度， 校正系数，无因次 原料液流量， 加热蒸汽消耗量， 直径， 加热管的内径， 比热容， 管壁厚度， 英文字母 误差，无因次 温度损失， 对流川热系数， 希腊字母 质量，单位体积冷却水的蒸汽 次溶质的质量分率，无因 质量流量， 蒸发量， 分离室的体积， 流体得体积流量， 蒸发体积强度， C CmW mkgX x hkgW hkgW mV smV smmU S )./( / / / / )./( 2 3 3 3 33 饱和的 秒 污垢的 压力 流速， 温度， 管心距， 溶液的温度（沸点）， 传热面积， 污垢热阻， 气话潜热， 雷诺系数，无因次 总传热速率， 热通量， 普兰特准数，无因次 绝对压力， 蒸发系统总效数， 管数， 溶液质量， 子周边上的单位时间内通过单位管 长度， S s s p smu CT mt Ct mS WCmR kgkJr R WQ mWq P Pap n n smkg M mL e r / / ).( / / )/( 2 2 2 壁面的 水的 体积的 蒸汽的 外侧的 最小的 最大的 平均的 液体的 冷凝器的 内侧的 沸腾的 平均的 下标 水流收缩系数，无因次 因次管材质的校正系数，无 密度， 表面张力， 粘度， 导热系数， 热利用系数，无因次 w w u v o m L K i B av mkg mN sPa CmW min max / / . )./( 3 2 1 蒸发装置设计任务书蒸发装置设计任务书 1.1 设计题目设计题目 NaOH 水溶液蒸发装置的设计 1.2 设计任务及操作条件设计任务及操作条件 （1）设计任务 处理量（ ）： 7200 （kg/h）（6000，7200，24000） 料液浓度（ ）： 10.6% （wt%）（4.7，10.6%，）质量分率 产品浓度（ ）： 23.7% （wt%）（23.7%，30%）质量分率 加热蒸汽温度（ ） 158.1 （）（151，158.1） 末效冷凝器的温度（ ） 59.6 （）（49，59.6） （2）操作条件 加料方式： 三效并流加料 原料液温度： 第一效沸点温度 各效蒸发器中溶液的平均密度：1=1014kg/m3，2=1060kg/m3，3=1239kg/m3 加热蒸汽压强： 500kPa（绝压） ，冷凝器压强为 20 kPa（绝压） 各效蒸发器的总传热系数：K1=1500W/（m2K） ，K2=1000W/（m2K） ，K3=600W/（m2K） 各效蒸发器中液面的高度： 1.5m 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略热损失。 （3）设备型式 中央循环管式蒸发器 （4）厂 址 四 川 绵 阳 （5）工作日：每年 300 天，每天 24 小时连续运行。 1.3 设计内容设计内容 （1）设计方案的简介：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）主要辅助设备选型，包括气液分离及蒸气冷凝器等 （5）绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图 （6）设计结果汇总 （7）对设计过程的评述和有关问题的讨论 （8）编写课程设计说明书。 3 2 前言前言 2.1 概述概述 2.1.1 蒸发及蒸发流程蒸发及蒸发流程 蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部 分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。 蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的 单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的： (1)获得浓缩的溶液产品； (2)将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品； (3)脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。 蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某 种循环流动，被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够的分离空间，以除去汽化的蒸 汽夹带的雾沫和液滴，或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽如不再利用，应将其在冷 凝器中加以 冷凝。 蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称做一次蒸汽，从溶液 蒸发出来的蒸汽叫做而次蒸汽。 2.1.2 蒸发操作的分类蒸发操作的分类 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气， 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） 、可以利用低压蒸气作为加热剂； （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，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。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。 2.1.3 蒸发操作的特点蒸发操作的特点 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气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 蒸气压低，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。在加热蒸气温度一定 的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热唇溶剂的纯热温差，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气。如何充分利用热量，提高加热 蒸气的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。 2.1.4 蒸发设备蒸发设备 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 二次蒸气，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，和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。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 4 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 a.中央循环管式蒸发器， b.悬筐式蒸发器， c.外热式蒸发器， d.列文式蒸发器， e.强制循环蒸发器。 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、结垢物料的蒸发。 此类蒸发器主要有 a.升膜式蒸发器， b.降膜式蒸发器， c.升降膜式蒸发器， d.刮板式膜式蒸发器。 本次设计采用的是中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器 ： 结构和原理：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 12m；加热管径多为 2575mm 之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环 速度较低（一般在 0.40.5m/s 以下）；而且由于溶液在加热管内不断循环，使其组成始终接近完 成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温度差减小；设备的清洗和检修也不够方便。 3 蒸发工艺设计计算蒸发工艺设计计算 5 3.1 蒸浓液浓度计算蒸浓液浓度计算 多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有： 加热蒸气（生蒸气）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的 流量、温度和组成，最终完成液的浓组成，加热蒸气的压力和冷凝器中的压力等。 （一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法。 （）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强） ，蒸发 器的型式、流程和效数。 （）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （）根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。 （）根据蒸发器的焓（热量）衡算，求各效的蒸发量和传热速率。 （）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应根据各效传热 面积相等的原则重新分配有效温度差，重复步骤（3)至（5） ，直到所求得各效传热面积相等（或满 足预先给出的精度要求）为止。 （二）蒸发器的设计计算 总蒸发量: W=F (1-)=7200(1-)=3979.747 kg/h 3 0 x x 237 . 0 106 . 0 因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出,可设 W1:W2:W3=1:1.1:1.2 W=W1+W2+W3=3.3W1 W1=1205.9 3 . 3 474.3979 W2=1.11205.9=1326.49 W3=1.21205.9=1447.08 x1=0.1273 1 0 WF Fx 9 . 12057200 106 . 0 7200 x2=0.1635 21 0 WWF Fx 49.13269 .12057200 106 . 0 7200 x3=0.237 3.2 溶液沸点和有效温度差的确定溶液沸点和有效温度差的确定 设各效间的压力降相等，则总压力差为： P= P1-PK=500-20=480 KPa Pi=160 KPa 3 P 3 480 式中 Pi -各效加热蒸汽压力与二次蒸气压力之差 KPa， 1 P -第一次加热蒸气的压力 KPa PK -末效冷凝器中的二次蒸气的压力 Kpa 各效间的压力差可求得各效蒸发室的压力 即 P1=P1-Pi=500-160=340 KPa P2=P1-2Pi=500-2160=180 KPa P3=Pk =20 Kpa 由各效的二次蒸汽压力，从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中: 6 效数IIIIII 二次蒸汽压强 Pi，KPa34018020 二次蒸汽温度 Ti， (即下一效加热蒸汽温度) 137.7116.660.1 二次蒸汽的汽化潜热 ri，kJ/kg (即下一效加热蒸汽的汽化潜热) 215522142355 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： t=(T1-TK)- 式中 t -有效总温度差，为各效有效温度差之和，； 1 T -第 I 效加热蒸气的温度，； TK -冷凝器操作压力下二次蒸气的饱和温度，； -总的温度差损失，为各效温度差损失之和，。 =+ 式中 - 由于溶液的蒸汽压下降而引起的沸点升高（温度差损失） ，； -由于蒸发器红溶液的静压强而引起的沸点升高（温度差损失） ，； -由于管道流体阻力产生压强降而引起的沸点升高（温度差损失） ，。 3.2.1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 根据各效二次蒸汽温度(即相间压力下水的沸点)和各效完成液浓度 xi，由 NaOH 水溶液的杜林 线图查得各效溶液的沸点 tAi分别为: tA1=141 tA2=122 tA3=72; 则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为 1=tA1-T1=141-137.7=3.3 2=tA2-T2=122-116.6=5.4 3=tA3-T3=72-60.1=11.9 所以 =3.3+5.4+11.9=20.6 3.2.2 各效由于液柱静压力所引起的沸点升高（温度差损失各效由于液柱静压力所引起的沸点升高（温度差损失） 由于蒸发器中液柱静压力引起的温度差损失 某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的 液位，因而蒸发器中溶液内部的压力大于液面的压力，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者 之差即为因液柱静压力引起的温度差损失 为简便起见，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 2 gL PP av av 式中 蒸发器中液面和底层的平均压强，Pa； av P p/二次蒸气的压强，即液面处的压强，Pa； 溶液的平均密度，kg/m3； L-液层高度，m； g-重力加速度，m/s2。 7 NaOH 水溶液密度(Kg/m3) 1=1014kg/m3，2=1060kg/m3，3=1239kg/m3 所以 =340+=347.461 KPa 1av P 2 5 . 181 . 9 014 . 1 =180+=187.799 KPa 2av P 2 5 . 181 . 9 06 . 1 = 20+ =29.116 KPa 3av P 2 5 . 181 . 9 239 . 1 根据各效溶液平均压力查得对应的饱和溶液温度为: =138.6 ; =118.1; =66.0 1av p T 2av p T 3av p T 根据 = ip TT avi 式中-根据平均压力求取的水的沸点，-根据二次蒸气压力求得水的沸点 avi p T i T 所以 9 . 0 7 . 137 6 . 138 1p1 1 TT av 5 . 1 6 . 116 1 . 118 2p2 2 TT av 9 . 5 1 . 60 0 . 66 3p3 3 TT av =0.9+1.5+5.9=8.3 3.2.3 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失 由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流 到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压强降低蒸汽的饱和温度也相应降低由此引起的温度 差损失即为，根据经验其值 1 ，即=1，则 = 3 321 根据以估算的各效二次蒸汽压强1 t 及温度差损失，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点 t 所以总的温度差损失为 = / + + =20.6+8.3+3=31.9 3.2.4 各效料液的温度和有效总温差各效料液的温度和有效总温差 由各效二次蒸汽压力 Pi及温度差损失 i，即可由下式估算个料液的温度 ti， ti=Ti+i 1=1+1+1=3.3+0.9+1=5.2 2=2+2+2=5.4+1.5+1=7.9 3=3+3+3=11.9+5.9+1= 18.8 所以各效料液的温度为： =137.7+5.2=142.9 111 Tt =116.6+7.9=124.5 222 Tt =60.1+18.8=78.9 333 Tt 有效总温度差 KS TTt 由手册可查得kPa 饱和蒸汽的温度为、汽化潜热为 2113 kJ/kg， 所以 KS TTt 3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第 i 效的焓衡算式为： 01211 (.) () pw ii ippwcipwiii QDrFcWcWW cttWr 8 由上式可求得第 i 效的蒸发量 i W .若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需 考虑热利用系数一般溶液的蒸发，可取得 0.98-0.7x（式中x 为溶液的浓度变化，以质量分 率表示） 。 第 i 效的蒸发量 i W 的 计算式为 1 0121 (.) pw iii iiippwcipw ii rtt WDFcWcWW c rr 式中 i D -第 i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时 i D = 1i W i r - 第 i 效加热蒸气的汽化潜热 r -第 i 效二次蒸气的汽化潜热 0p c -原料液的比热 pw c -水的比热 i t ， 1i t -分别为 第 i 效及第 i-1 效溶液的沸点 i -第 i 效的热利用系数，无因次 对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式 W=Wi联解而求得。 第一效的热量衡算式为: W1=1（+） 1 11 r rD 0p Fc 1 10 r tt 对于沸点进料，t0=t1，考虑到 NaOH 溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为1 =0.98-0.7xi，式中 xi为第 i 效蒸发器中溶质质量分数的变化。 1 =0.98-0.7(0.1273-0.106)=0.9651 由相关手册查得 cp0=3.97KJ/(Kg.)，cpw =4.187 KJ/(Kg.) 所以 (a) 11 1 1 111 9463 . 0 2155 2113 9651 . 0 DD r r DW 同理第二效的热量衡算式为: 2 21 10 2 21 22 r tt cWFc r rW W pwp 2 0.98-0.7(0.1635-0.1273)=0.9547 所以 2 21 10 2 21 22 r tt cWFc r rW W pwp = 2214 5 . 124 9 . 142 187 . 4 97 . 3 7200 2214 2155 9547. 0 11 WW =0.8961+226.5 (b) 1 W 第三效的热衡算式为: 3 32 210 3 32 33 r tt cWcWFc r rW W pwpwp 2 0.98-0.7(0.237-0.1635)=0.9285 所以 3 32 210 3 32 33 r tt cWcWFc r rW W pwpwp = 2355 9 . 78 5 . 124 187 . 4 187 . 4 97. 37200 2355 2214 9285 . 0 212 WWW 9 =0.6392+694.5 (c) 1 W 又 W1+W2+ W3=3979.747 (d) 联立(a),(b),(c),(d)式,解得: W1=1206.46 Kg/h W2=1307.6 Kg/h W3=1465.7 Kg/h D1=1278.57 Kg/h 3.4 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数 K 的确定的确定 任意一效的传热速率方程为 Si= ii i tK Q 式中 i Q -第 i 效的传热速率，W。 i K -第 i 效的传热系数，W/（m2, ）. i t -第 i 效的传热温度差， Si-第 i 效的传热面积，m2 W 6 3 111 1075 . 0 3600 10211357.1278 rDQ 1 t =T1-t1=151.7-142.9=8.8 2 6 11 1 1 82.56 8 . 81500 1075 . 0 m tK Q S W 6 3 212 1072 . 0 3600 10215546.1206 rWQ 137.7-124.5=13.2 21222 tTtTt 2 6 22 2 2 55.54 2 . 131000 1072 . 0 m tK Q S W 6 3 323 108 . 0 3600 102214 6 . 1307 rWQ =116.6-78.9=37.7 32333 tTtTt 2 6 33 3 3 37.35 7 . 37600 108 . 0 m tK Q S 误差为： 3775 . 0 82.56 37.35 11 max min S S 误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。 3.5 温差的重新分配与试差计算温差的重新分配与试差计算 3.5.1 重新分配各效的有效温度差重新分配各效的有效温度差 平均传热面积: 2332211 84.42 7 .59 7 . 3737.352 .1355.548 . 882.56 m t tStStS S 重新分配有效温度差: 67.118 . 8 84.42 82.56 1 1 1 t S S t 6 / 10 81.16 2 . 13 84.42 55.54 2 2 2 t S S t 13.317 .37 84.42 37.35 3 3 3 t S S t 3.5.2 重复上述计算步骤重复上述计算步骤 5.2.1 由所求各效蒸汽量求各效溶液浓由所求各效蒸汽量求各效溶液浓 1273 . 0 46.12067200 106 . 0 7200 1 0 1 WF Fx x 1629 . 0 6 .130746.12067200 106 . 0 7200 21 0 2 WWF Fx x 237 . 0 3 x 5.2.2 计算各效溶液沸点计算各效溶液沸点 末效溶液沸点和二次蒸汽压力保持不变,各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 3 t =78.9,而 / 3 t =31.13 则第 III 效加热蒸汽温度（即第 II 效二次蒸汽温度）为 .0311013.31 9 . 78 3323 ttTT 由第 II 效二次蒸汽的温度 T2/=110.03,再由第 II 效料液的浓度 X2=0.1629 查杜林线图，可得第 II 效料液的沸点为: 106。由液柱静压力即流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，所以第 2A t II 效料液的温度为： 108.5 15 . 1106 3222A tt 同理：由 t2=108.5 ， / 2 t =16.81 得 31.12581.16 5 . 108 2212 ttTT 由第 I 效二次蒸汽的温度 T1/ =125.31，再由第 I 效料液的浓度 X1=0.1273 查杜林线图，可得第 I 效料液的沸点为: 132 1A t 则第一效料液的温度为： 9 . 13319 . 0132 1111 A tt 第一效料液的温度也可以由 t1 = T1 / 1 t =151.7-11.67=140.03 计算 误差为：1-0.0440.05， 03.140 9 . 133 说明溶液的各种温度差损失变化不大，不必重新计算，故有效总温度差不变，为t=59.7 温度差重新分配后各效温度情况列于下表: 效数第一效第二效第三效 溶液沸点溶液沸点 ti133.9108.578.9 加热蒸汽的温度加热蒸汽的温度()151.7125.31110.03 有效温度差有效温度差() i t 11.6716.8131.13 5.2.3 各效的热量衡算各效的热量衡算: 二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度 Ti/() (即下一效加热蒸汽)温度 如下表： 效数第一效第二效第三效 二次蒸汽温度二次蒸汽温度 Ti/()()(即下一效加热蒸汽即下一效加热蒸汽) )温度温度125.31110.0360.1 二次蒸汽的汽化潜热二次蒸汽的汽化潜热(即下一效加热蒸汽的即下一效加热蒸汽的 ri/)219222312355 第一效： 1 =0.980.7（0.12730.106）=0.9651 11 11 1 1 111 9303 . 0 2192 2113 9651 . 0 DD r r DW 第二效： 2 0.98-0.7(0.1629-0.1273)=0.9444 2 21 10 2 21 22 r tt cWFc r rW W pwp = 2231 5 . 1089 .133 187 . 4 97. 37200 2231 2192 9444 . 0 11 WW =0.8828+307.74 1 W 第三效： =0.980.7(0.2370.1629)=0.9281 3 3 32 210 3 32 33 r tt cWcWFc r rW W pwpwp = 2355 9 . 78 5 . 108 187 . 4 187 . 4 97 . 3 7200 2355 2231 9281 . 0 212 WWW =0.6839+589.75 1 W 因为： W 1+ W2+ W3=3979.747 Kg/h 得： W 1=1201.25 Kg/h W2=1368.2 Kg/h W3 =1411.28 Kg/h D1=1291.25 Kg/h 与第一次热量恒算所得结果比较并计算误差得 1 =|1-|=0.0043 25.1201 46.1206 2 =|1-|=0.0443 2 . 1368 6 . 1307 3 =|1-|=0.0386 28.1411 7 .1465 相对误差均在 0.05 以下，故计算的各效蒸发面积合理。其各效溶液浓度无明显变化不必再算。 计算各效传热面积计算各效传热面积 W 6 3 111 107579 . 0 3600 10211325.1291 rDQ =11.67 2 6 11 1 1 3 . 43 67.111500 107579 . 0 m tK Q S W 6 3 112 107314 . 0 3600 10219225.1201 rWQ =16.81 2 6 22 2 2 5 . 43 81.161000 107314 . 0 m tK Q S W 6 3 223 108479 . 0 3600 102231 2 . 1368 rWQ 13.31 3 t 2 6 33 3 3 4 .45 13.31600 108479 . 0 m tK Q S 12 误差计算得： 迭代计算结果合理05 . 0 0463. 0 4 .45 3 . 43 11 max min S S 所以取平均传热面积 S=44.07m2 3.6 计算结果列表计算结果列表 效数效数123冷凝器冷凝器 加热蒸汽温度加热蒸汽温度()151.7125.31110.0360.1 操作压强操作压强 Pi/ (KPa)2361462020 溶液沸点溶液沸点 ti133.9108.578.9 完成液浓度完成液浓度(%) i x 12.7316.2923.7 蒸发水量蒸发水量 Wi （Kg/h） 1201.251368.21411.28 生蒸汽量生蒸汽量 D （Kg/h） 1291.25 传热面积传热面积 Si （m2）44.0744.0744.07 表中 P1/ 按 T1/ =T2 =125.31查得, P2/按 T2/ =T3 =110.03 查得, Pk/P3/ =20KPa 4 蒸发器工艺尺寸计算蒸发器工艺尺寸计算 蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象） 4.1 加热管的选择和管数的初步估计加热管的选择和管数的初步估计 4.1.1 加热管的选择和管数的初步估计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25*2.5mm、38*2.5mm、57*3.5mm 等几种规格的无缝钢管。考虑 蒸发器的处理量较小，所以选38*2.5mm 规格。 加热管的长度一般为 0.62m，但也有选用 2m 以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后 的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液 的蒸发易选用短管。 根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。 可根据经验我们选取：L=0.8M，38*2.5mm 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数， n =44.07/*0.038*（0.8-0.1）=528（根） n 1 . 0 0 Ld S 式中 S=-蒸发器的传热面积 m2，由前面的工艺计算决定； d0-加热管外径 m； L-加热管长度 m。 因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算 时的管长应用（L0.1）m. n 4.1.2 循环管的选择循环管的选择 循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。我们选用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计算。循环管内径以 n 表示，则 1 D 1 (40% 100%)* 44 i Dnd 所以 0.8*528 *33678mm 蒸发器加热面积较小，取 80%。查标准钢管规格表： 13 选取管子为：选取管子为：700*10mm700*10mm 循环管管长与加热管管长相同为循环管管长与加热管管长相同为 0.8m0.8m。 按上式计算出的后应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要 n 和相差不大，循环管 1 D n 的规格可一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积中。 4.1.3 加热室直径及加热管数目的确定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环管的规格、数目及在管板撒谎能够的排列方式。 加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。根据我们的数据表加以 比较我们选用三角形排列式。 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 1.251.5 倍， 确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数 nc，管子安正三角形排列 时， =1.1* n；其中 n 为总加热管数。 c n