化工原理课程设计-NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.doc

化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 设计题目设计题目: 氢氧化钠水溶液三效并流加料蒸发装置设计 学生姓名：岑冰妮学生姓名：岑冰妮 所在班级：生工所在班级：生工班 学学 号：号：201000606039 设计时间：设计时间：2013 年 1 月 1-15 日 设计成绩：设计成绩： 指导教师：指导教师： 罗建平罗建平 审阅时间：审阅时间： 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.17 7 课程设计心得课程设计心得.18 8 参考文献参考文献19 符号说明符号说明 )./( / / / )./( 2 2 CmWK mh smg f hkgF hkgD mD md CkgkJc mb 总传热系数， 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 C mkgX x hkgW hkgW mV smV smmU S 温度损失， 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， 3 3 3 33 / / / / )./( 秒 压力 流速， 温度， 管心距， 溶液的温度， 传热面积， 气化潜热， 总传热量， 绝对压力， 蒸发系统总效数， 管数， 长度， s p smu CT mt Ct mS kgkJr WQ Pap n n mL / / 2 体积的 蒸汽的 最小的 最大的 液体的 冷凝器的 下标 焊缝系数，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 u v L K mkg mN sPa CmW min max / / . )./( 3 1 1 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1.11.1 设计题目设计题目 NaOH 水溶液三效并流加料蒸发装置的设计。 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（）： 10454.54 （kg/h） F0 料液浓度（）： 15% （wt%）质量分率 X0 产品浓度（）： 30% （wt%）质量分率 X3 （2）操作条件 加料方式： 三效并流加料 原料液温度： 15 原料液比热容 3.5kJ/(kg.) 加热蒸汽压强： 303.9kPa（绝压） ，冷凝器压强为 21.3kPa（绝压） 各效蒸发器的总传热系数：K1=2000W/（m2.） ，K2=1600W/（m2.） ，K3=760W/（m2.） 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，并忽略浓缩热与热 损失。 （3）设备型式 中央循环管式蒸发器 （4）工作日：每年 330 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。 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 ， , , 1 W 1 T 2 W 2 T 3 W 3 T 1 P 2 P 3 P 2 W 3 T , 1 D 1 T 1 W 2 T , ， ， ，F 0 x 0 t 1 x 1 t 2 x 2 t 3 x 3 t 1 T 2 T 3 T 中央管式循环器 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-)=10454.54(1-15/30)=5227.27 3 0 x x 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=5227.27/3.3=1584.02 hkg kg/h42.17421 . 1 12 WW W3=1.2W1=1900.82hkg X1=0.177 1 0 WF Fx 02.158454.10454 15 . 0 54.10454 X2 =0.220 21 0 WWF Fx 42.174202.158454.10454 15. 054.10454 X3=0.30 3.2 估计各效溶液的温度和有效总温度差估计各效溶液的温度和有效总温度差 设各效间压力降相等，则总压力差为 KPa PP P K 6.282 3 . 21 9 . 303 1 各效间平均压力差为KPa p pi 2 . 94 3 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 -末效冷凝器中的二次蒸气的压力 PK KPa 由各效间平均压力差可求得各效蒸发室的压力，即 KPappp i 7 . 209 2 . 94 9 . 303 1 1 KPappp i 5 . 115 2 . 942 9 . 3032 1 2 KPapp k 3 .21 3 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汽化潜热列于下表中： 效数 二次蒸汽压力KPaPi, 209.7115.521.3 二次蒸汽温度, i T （即下一效加热蒸汽温） 121.3100.960.9 二次蒸汽的汽化潜热kgkJri, （即下一效加热蒸汽的汽化潜热） 2201.12256.82352.1 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 蒸发操作常常在加压或减压下进行，从手册中很难直接查到非常压下的溶液沸点。所以用以下方法估算由于 溶液沸点而一起的温差损失： af 式中 t T f 2 )273(0162. 0 - 常压下(101.3kPa)由于溶质引起的沸点升高，即溶液的沸点与水的沸点的差值，常压下水的沸点为a 100 查表得 常压下不同质量分数的 NaOH 沸点 如下表： 质量分数 kg/l18.0%22%30.0% 沸点106.5109116.2 则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温差损失为： 44. 7)1005 .106( 1 . 2201 )273 3 . 121(0162. 0 2 1 af 03. 9100109 8 . 2256 )2739 .100(0162 . 0 2 2 af 92.16100 2 . 116 1 .2352 )2739 .60(0162 . 0 2 3 af 39.3392.1603. 944 . 7 3 2 1 - 由于溶液的蒸汽压下降而引起的沸点升高（温度差损失） ，； 3.2.2 有效总温差和各效料液的温度有效总温差和各效料液的温度 经查表 303.9 kPa 下饱和蒸汽温度为133.7，气化潜热为2166.9 a T 1 rkgKJ/ 9 . 60 K T 由于不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响，所以有效传热总温差为 41.3939.33 9 . 607 .133)( TT t ks 各效料液温度为 74.12844 . 7 3 . 121 1 1 1 Tt 93.10903 . 9 9 .100 2 2 2 Tt 82.7792.169 .60 3 3 3 Tt 式中 -有效总温度差，为各效有效温度差之和， t -303.9 kPa 下饱和蒸汽温度， Ts -冷凝器操作压力下二次蒸气的饱和温度， TK 3.33.3 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 由于忽略溶液的浓缩热，所以热利用系数1 第 效的热量衡算式为i 式中 i D -第 效的加热蒸汽量， ikgkJ / i r - 第效 加热蒸气的汽化潜热，.) -第 效二次蒸气的汽化潜热，ikgkJ /( r i .)kgkJ /( 0p c -原料液的比热， pw c -水的比热容，kgkJ /kgkJ / i t ， 1i t -分别为第 效及第 i-1 效溶液的温度， i 由相关手册查得 kJ/(kg 5 . 315 . 0 -1*187 . 4 ）（ po c =4.187kJ/(kg pw c 对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式=联解而求得。W Wi r tt cWcWFc r rD W i ii pwipwp ii i i 1 110 ).( 第效的热量衡算式为 45459.829844 . 0 1 . 2201 74.1287 .133 5 . 310454.54 1 .2201 9 . 2166 1 1 1 10 0 1 11 1 D D r tt Fc r rD W p 第效的热量衡算式为 9781.3049405.0 8.2256 93.10974.128 )187.45.354.10454( 8.2256 1.2201 )( 1 1 1 2 21 10 2 21 2 W W W r tt c W Fc r rW W pwp 5253.49905715. 09023 . 0 1 . 2352 82.7793.109 )187. 4187 . 4 5 . 354.10454( 1 . 2352 8 . 2256 )( 12 212 3 32 210 3 32 3 WW WWW r tt cWcWFc r rW W pwpwp 27.5227 321 WWW 联立 计算得 hkg W /19.1516 1 hkg W /79.1733 2 hkg W /27.1977 3 hkg D /46.1456 1 .4.4 蒸发器传热面积的估算蒸发器传热面积的估算 任一效的传热速率方程为 iiii tSKQ 式中 i Q -第 效的传热速率，W i K -第 效的传热系数，W/（m2, ）ii i t -第 效的传热温度差， Si-第 效的传热面积，m2ii 传热面积 11 1 1 tK Q S 22 2 2 tK Q S 33 3 3 tK Q S W rD Q 63 11 1 1088. 03600/ 10 9 .216646.1456 96 . 4 74.128 7 . 133 111 tTt m tK Q S 2 6 11 1 1 37.88 96. 42000 10 88 . 0 W rW Q 10 95 . 0 3600/ 10 8 .225619.1516 63 21 2 37.1193.109 3 . 121 2 1222 tTtTt m tK Q S 2 6 22 2 2 25.52 37.111600 10 275 . 1 W rW Q 10 13. 13600/ 10 1 . 235279.1733 63 32 3 08.2382.77 9 . 100 3 2333 tTtTt m tK Q S 2 6 33 3 3 58.64 08.23760 10 467 . 1 误差为，误差较大。应调整各效的有效温差，重复上述过程。408 . 0 37.88 25.52 11 max min S S 5 5 有效温差的再分配与试差计算有效温差的再分配与试差计算 .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 重新分配 m t tStStS S 2332211 02.64 41.39 08.2358.6437.1125.5296. 437.88 有效温差得， 85 . 6 96 . 4 02.64 37.88 1 1 1 t S S t 28 . 9 37.11 02.64 25.52 2 2 2 t S S t 28.2308.23 02.64 58.64 3 3 3 t S S t .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度由所求各效蒸汽量求各效溶液浓度 175 . 0 19.151654.10454 15. 054.10454 1 0 1 W F x F X 218 . 0 79.173319.151654.10454 15 . 0 54.10454 21 0 2 WW F x F X 30 . 0 3X 计算各效料液的温度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，温差损失可视为恒定，估末效溶液的温度仍为 63.92，即 82.77 3t 则第效加热蒸汽的温度（即为第效二次蒸汽温度）为 在此 温度下汽化潜热 1 . 10128.2382.77 33 23 ttTT kgkJ r / 6 . 2255 2 用公式 再次对料液温度进行估算a f 05. 9)100109( 6 . 2255 273 1 . 101 0162 . 0 273 0162 . 0 )()( 2 2 2 2 2 a r T ， 15.11005 . 9 1 . 101 2 2 2 T t 则 在此温度下汽化潜热43.11928. 915.110 22 1 tt T kgkJ r /2236 1 25 . 7 )1005 .106( 2236 )27343.119(0162. 0)273(0162 . 0 2 1 1 2 1 a r T 68.12625 . 7 43.119 1 11 T t 由于不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响，且溶液温差损失变化不大，故有效总温差不变，即 41.39 t 温度差重新分配后各效温度情况列于下表 效次 加热蒸汽温度， 7 . 133 1T43.119 1T 1 . 101 2T 有效温度差， 85 . 6 1 t28 . 9 2 t28.23 3 t 料液温度，68.126 1t 15.110 2t 82.77 3t 5.2.3 各效的热量衡算各效的热量衡算 68.126 1T kgkJ r /2236 1 1 . 101 2T kgkJ r / 6 . 2255 2 .960 3T kgkJ r /2352 3 由于忽略溶液的浓缩热，所以1 第效 8783.1149691 . 0 2236 68.126 7 . 133 5 . 302.54.10454 2236 9 .2166 1 1 1 10 0 1 11 1 D D r tt Fc r rD W p 第效 2250.2689913.0 6.2255 15.11068.126 )187.45.354.10454( 6.2255 2236 )( 1 1 1 2 21 10 2 21 2 W W W r tt c W Fc r rW W pwp 第效 9691.50205756 . 0 9012 . 0 2352 82.7715.110 )187. 4187 . 4 5 . 354.10454( 2352 6 . 2255 )( 12 212 3 32 210 3 32 3 WW WWW r tt cWcWFc r rW W pwpwp 27.5227 321 WWW 联立 计算得 hkg W /74.1521 1 hkg W /46.1730 2 hkg W /07.1975 3 hkg D /72.1451 1 与第一次计算结果比较，其相对误差为 0037 . 0 74.1521 19.1516 1 025 . 0 46.1730 79.1773 1 0011. 0 07.1975 27.1977 1 计算误差均在 0.05 以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度五明显变化，不需重新计算。 计算各效传热面积计算各效传热面积 W rD Q 10 874 . 0 3600/ 10 9 .216672.1451 63 11 1 02. 768.126 7 . 133 111 tTt m tK Q S 2 6 11 1 1 24.62 02. 72000 10 874. 0 W rW Q 10 9534 . 0 3600/ 10 6 .225574.1521 63 21 2 28. 915.11043.119 2 1222 tTtTt m tK Q S 2 6 22 2 2 21.64 28 . 9 1600 10 9535. 0 W rW Q 10 131 . 1 3600/ 10 235246.1730 63 32 3 28.2382.77 1 . 101 3 2333 tTtTt m tK Q S 2 6 33 3 3 90.63 28.23760 10 131 . 1 误差为0.05，迭代计算合理，取平均传热面积 S=63.45031 . 0 21.64 24.62 11 max min S S m2 3.63.6 计算结果列表计算结果列表 效次 冷凝器 加热蒸汽温度 ， Ti 133.7119.437101.160.01 操作压力， Pi KPa 209.7115.52021.3 溶液温度， ti 126.68110.1577.82 完成液浓度， Xi 0 0 17.521.830 蒸发量， Wi hkg 1521.741730.461975.07 蒸汽消耗量 D，hkg 1451.72 传热面积， Si m2 63.4563.4563.45 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252.5，382.5，573.5等几种规格的无缝钢管。考mmmmmm 虑蒸发器的处理量较小，所以选382.5规格。mm 加热管的长度一般为 0.62.0，但也有选用 2以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后mm 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=2，382.5mmm 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n =（根) n ) 1 . 0( 0 L d S 280 ) 1 . 02(038 . 0 45.63 式中 -蒸发器的传热面积，由前面的工艺计算决定S m2 -加热管外径 d0 m -加热管长度Lm 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） n 。m 4.1.2 循环管的选择循环管的选择 循环管