内蒙古工业大学化工原理课程设计-蒸发器

前 言 蒸发器可广泛用于医药、食品、化工、轻工等行业的水溶液或有机溶媒溶液的蒸发,特别适用于热敏性物料(例如中药生产的水、醇提取液等)。同时，蒸发操作也可对溶剂进行回收。 蒸发是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸气，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作。蒸发有它独特的特点：从传热方面看，原料液和加热蒸气均为相变过程，属于恒温传热；从溶液特点分析，有的溶液有晶体析出、易结垢、易生泡沫、高温下易分解或聚合、粘度高，腐蚀性强；从传热温差上看，因溶液蒸气压降低，沸点增高，故传热温度小于蒸发纯水的温度差；从泡沫夹带情况看 ，二次蒸气夹带泡沫。需用辅助仪器除去；从能源利用上分析，可以对二次蒸气重复利用这就要求我们从五个方面考虑蒸发器的设计。随着工业蒸发技术的发展，蒸发器的结果和型式也不断的改进。目前，蒸发器大概分为两类：一类是循环型，包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；另一类是单程型，包括升膜式、降膜式、升降膜式等。这些蒸发器型式的选择，要多个方面综合得出。现在化工生产实践中，为了节约能源、提高经济效益，很多厂家采用的蒸发设备是多效蒸发。因为这样可以降低蒸气的消耗量，从而提高蒸发装置的各项热损失。多效蒸发流程可分为：并流流程、逆流流程、平流流程以及错流流程。在选择型式时应考虑料液的性质、工程技术要求、公用系统的情况等。通过上学期学习化工原理和本学期学习化工原理课程设计 ，我对蒸发器有了一定的了解和熟悉。我相信这些基础理论知识能帮助我很好的完成本次课程设计任务。虽然不可避免地会遇到很多的问题与困难，但是我将在解决问题中收获很多！我一定认真地完成好，让自己可以有更大的提高！1目录 第一单元 工艺流程设计方案的确定31.1 加蒸汽操作压强的确定31.2 冷凝器操作压强的确定31.3 蒸发器类型的选择31.4 蒸发效数的确定31.5 蒸发流程的确定41.6 进料状况4第二单元 蒸发过程的工艺计算42.1 各效蒸发量和完成液组成的估算52.1.1 估算各效蒸发量和完成液浓度52.1.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差622 计算各效温度差损失 、传热温度差 及传热面积 S6i it2.2.1 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 6i2.2.2 计算由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 7i2.2.3 由流动阻力而引起的温度差损失 82.2.4 计算传热温度差 8it2.2.5 加热蒸汽消耗量以及各效蒸发水量的初步计算92.2.6 计算传热面积 102.3 重新计算过程102.3.1 有效温度差的重新分配102.3.2 重新求算各效溶液沸点112.3.3 计算各效蒸汽用量及各效蒸发量122.3.4 计算各效传热面积13第 3 单元 蒸发器工艺尺寸的设计133.1 加热管的选择和管束的初步估计143.1.1 加热管的选择和管数的初步估计143.1.2 循环管的选择1423.1.3 加热室直径及加热管数目的确定153.1.4 分离室直径与高度的确定163.2 接管尺寸的确定173.2.1 溶液的进出口173.2.2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口173.2.3 冷凝水出口18第 4 单元 设蒸发装置辅助备的设计1841 气液分离器184.2 蒸汽冷凝器19421 冷凝器主要类型19422 冷凝器的设计与选用204221 工作水量的计算 204.2.2.2 喷射器结构尺寸计算21第 5 单元 设计结果汇总235.1 蒸发器整体设计参数235.2 计算结果总结表23第 6 单元 对本设计的评述25参考文献26附录一附录二附录三3第一单元 工艺流程设计方案的确定1.1 加热蒸汽操作压强的确定通常被蒸发的溶液有一个最高的蒸发温度。蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程，而且从节能的观点，应充分利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其他加热用的热源，这样既可减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸发量，提高蒸汽的利用率。故加热蒸汽压强选为 P=650 。kPa1.2冷凝器操作压强的确定第一效用较高压强的加热蒸汽时，末效可采用常压蒸发或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作。此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。由于本设计第一效用较高压强的加热蒸汽，因此采用加压蒸发，冷凝器压强选用 20 。kPa1.3蒸发器类型的选择工业中常用的间壁式换热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型和非循环型两大类。循环型：中央循环管式、悬筐式、外加热式、列文式、强制循环式等；非循环式：升膜式、降膜式、升降膜式、刮板式等。本课设是 NaOH溶液的三效蒸发，中央循环管中当壳程的管间通入蒸汽加热时，因加热管（细管）内单位体积液体的受热面积大于中央循环管（粗管）内液体的受热面积，因此粗、细管内液体形成密度差，加之加热管内蒸汽的抽吸作用，从而使得溶液在中央循环下降，在加热管内上升的连续自然循环流动。又因中央循环管结构紧凑、制造方便、操作简单，故用中央循环管。1.4蒸发效数的确定在流程设计时，为了充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发，但也不是效数越多越好，效数受经济上和技术上的因素限制。基于上述因素，通常对于电解质溶液 NaOH 水溶液，由于沸点升高较大，采用三效蒸发。41.6蒸发流程的选择多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。并流法变称顺流法，其料液和蒸汽呈并流。并流蒸发的优点有：（1）溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，料液能自动从前效进入后效，可省去输料泵；（2）前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过渡热状态，可以产生自蒸发；（3）操作简便，工艺条件稳定。缺点：随着溶液从前一效遂效流向后面各效，其组成增高，而温度反而降低，致使溶液的黏度增加，蒸发器的传热系数下降，因而并流法操作通常适用于溶液粘度随浓度变化不大的料液的蒸发。本设计蒸发流程采用并流模式。1.7 进料状况进蒸发器料液温度的高低直接影响蒸发器中的传热情况和蒸发器传热面积的大小，生产上通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果以及操作简单，在进蒸发器之前利用可回收的低温热源将料液预热到接近或者达到沸点状态，以实现节能降耗。本设计采用沸点进料。第二单元 蒸发过程的工艺计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽消耗量，各效水分（或溶剂）蒸发量及各效的传热面积。计算的已知参数为：流液的流量，温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽压强和冷凝器中的压强等。计算中变量之间的关系受物料衡算，热量衡算，传热速率方程以及相平衡方程式等基本关系支配。计算采用试差法，其计算步骤如下：根据设计条件，初步估算各效蒸发量和完成液的浓度；根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效二次蒸汽温度 T、各效溶液沸点计算各效的有效温差；根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量；根据传热速率方程计算各效的传热面积。52.1 各效蒸发量和完成液组成的估算本设计的操作条件是：（1） 水溶液处理量 69kt/a，原料液的浓度为 10%。完成液浓度为 32%；NaOH用三效并流蒸发装置，每小时将 8625 kg 浓度为 10%的 浓缩为 32%，原料液NaOH温度为第 I 效的沸点。（2）加热蒸汽压强为 650 ，冷凝器的压强为 20 。kPakP（3）各效蒸发器的总传热系数： =1500 W/（ ） ， =950 W/（ ）1K2m2K2m， =600 W/（ ） 。K2m2.1.1 估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量： 301xFWW:蒸发出的水的总量，F 原料液流量， 原料液初始浓度， 完成液浓度。0x3x86258069hkgW=5929.69 hkg假设各效蒸发量相等，即 ： ： =1：1.1：1.2 12332=1796.88 kg/h .695.31kg/h57.168.712Wkg/h 2.3 因而初估各效完成液的浓度为：ixiWFx210第 I 效完成液的浓度： 10 1263.0.79865第 II 效完成液的浓度： 0.17782x210F8.795.86第 III 效完成液的浓度： 0.32003x2.1.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差为求各效溶液沸点,需假定压强。一般加热蒸汽压强 和冷凝器操作压强 是ipnp已知的，其他各效二次蒸汽的压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定，即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差 为：ppn1 210 ；32065akpP 650-210 440 ；1p 6502 210 230 ；2ak 6503210 20 。31ppP将各效二次蒸汽的压力、附录中查到相应的二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热列于表 2-1 中。表 2-1 各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热 1效次 二次蒸汽的压力 ， ipkPa408.33 216.66 25二次蒸汽的温度 ,T144.510 121.789 64.9732.2 计算各效温度差损失 、传热温度差 及传热面积 Si it各效温差损失： iiii2.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 i根据各效二次蒸汽温度和各完成液浓度 ，由 水溶液浓度查得各效蒸发ixNaOH器中溶液的平均密度如表 2-2。7表 2-2 各效二次蒸发器中溶液的平均密度 2效次 溶液的浓度 12.63% 17.78% 32%溶液的密度 kg/m3 1090 1140 1340对于 水溶液可采用杜林经验公式计算 ：NaOHi iAtwk + m为一定压强下水溶液的沸点 At为对应压强下水的沸点wk=1+0.142 ixm=150.75 -2.712ii各效完成液浓度。i经计算得：=148.03361At=131.20982=77.39813t故： = - =148.0336-143.4=4.6341A1T= - =131.2098-123.800=7.40982t2= - =77.3981-60.1=17.298133所以: = + + =4.634+7.4098+17.2981=29.3421232.2.2计算由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 i，pmiit 2gLiii查表得出在各个状态下溶液的平均密度为 ， ，31/09mk32/140mkg。33/140mkg得出： ；PagLp 8.4672.809.4211 ；km 53.1.32。PagLp 089.26.8940.33 8由平均压力可查得对应的饱和温度为：， ， 4.13pmt 8.123pmt 1.603pmt所以 72.459T，5.622tp。 .108733m2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失 取经验值 1，即: 321故: ；54.71.64.；90098722。8.2.332.2.4 计算传热温度差 it各效传热温度差计算式为， iiitTt1iii式中： 第 效二次蒸汽的温度；i第 效溶液的沸点。it754.103.411 t；9657.6tT.822t213411t098.6033 t822tT将各效溶液的沸点列于下表 2-3 。 表 2-3 各效溶液沸点及汽化热效数 初始蒸汽 溶液（温度）沸点，161.7 150.754 134.71 89.098汽化热（ 2081.3 2115.2 2164.1 2285.292.2.5 加热蒸汽消耗量以及各效蒸发水量的初步计算 第效：因沸点进料，故 =0t1热利用系数 0.980.7 =0.980.7（12.63%10%）=0.96161x查水蒸气表得:压力为 650KPa 的加热蒸汽的汽化热 =2081.3 , =161.7的1rkgj1t二次蒸汽的汽化热 =2115.2 。1rkgj则 = = =0.9462 1W1D 12.530896.D1第效:热利用系数 =0.980.7 =0.980.7（17.78%12.63% ）=0.94422x第效中溶液沸点 =134.71的二次蒸汽的汽化热 =2164.1 ，无额外蒸汽引t 2rkgj出， =2115.2 ，已知 /( kg)， /( kg)。12rkgj kjcp7.30cpw187.4则： ( 12Wr)1wF2rt=0.93 （8625 3.77-4.187 ） 1.6451W1.26473850=0.8702 +228.004 第效:热利用系数 =0.980.7 =0.980.7（32%17.78%）=0.880533x第效中溶液沸点 =89.098的二次蒸汽的汽化热 =2285.2 ，无额外蒸t 3rkgj汽引出， =2164.1 ,则23rkgj( )W3 )310pwppcWFc32rt=0.8805 （8625 3.774.187 44.187 ） 2.856412W2.85097134=0.7601 0.0737 +571.46 1+ + = =5929.69，联立得出：123=2131.40 ， =2016.73 ， =1982.96 ， =1930.28 。Dhkg1Whkg2hkg3hkg102.2.6 计算传热面积= = =1S1tKQ1trD2395.7946.105/28. m= = =22t2tW 2348.10./7.6= = =3S3tK3tr 23.6902.4/1.198误差为 ，误差较大，应调整各效的有效温%8.5.6maxinS度差，重复上述计算过程。2.3 重新计算过程2.3.1 有效温度差的重新分配= =SmttS321 25.61138.6590.42.904.195.7 m= = 1t1t2.2.6= = 2t2tS35.19.5.04= = 3t3t4.2.61重复上述计算过程： 1x10WF%05.73.21685 2210 .8.4=32%3x112.3.2 重新求算各效溶液沸点因为末效完成浓度和二次蒸汽的压力均不变，各效温度差损失也可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 940.119，则第效加热蒸汽的温度（也即第效二次3t蒸汽的温度）为 。7096.15.2319.432 tT iAtwk + m为一定压强下水溶液的沸点 t为对应压强下水的沸点wk=1+0.142 ixm=150.75 -2.712ii各效完成液浓度。i187.02xk=1+0.142 =1+0.142 0.1878=1.0267im=150.75 -2.71 =150.752iix 807.41.7218.0k + m=1.0267 Atw 654796.9.32.1522 同理可得 08.1t第一效的温度也可由 =158.7-9.4529=149.2471 , 说明溶液的各种温tTt1度损失不大，不需要重新计算，故有效总温度不变，即：38.54t温度差重新分配后各效温度情况列于表 2-4 中。表 2-4 各效加热蒸汽、料液温度以及有效温度差 1效次 加热蒸汽温度 ，iT161.7 153.85 121.54有效温度差 ，it13.22 19.35 32.44料液温度 ，i 154.72 134.5 89.098122.3.3 计算各效蒸汽用量及各效蒸发量各效对应温度下的汽化热见表 2-5 中。表 2-5 各效对应温度下汽化热 2第效：热利用系数 0.980.7 =0.980.7（13.05%10%）=0.958711x所以得出 = = =0.9473 W1rD 14.20638957.D1第效：热利用系数 =0.980.7 =22x 9408.%)5.3.8(. 则: ( 12r)10pwpcWF2rt= 03.281679.0.513478.47386507.21511 WW第效:热利用系数 =0.980.7 =23x86.0%)5.132(7.098则: ( )23Wr)210pwppcWFc3rt= 5.230981487.4.73865.514123 9.079.01 + + = = 3265.63123hkg联立解得=2111.82 , =2000.53 , , 。1Dhkg1W29.0172hkg79.13Whkg效 次 各效二次蒸汽温度 ，iT153.85 121.54 60.1各效二次蒸汽汽化热 ，irkgJ/2106.41 2201.07 2355.5132.3.4 计算各效传热面积= = =1S1tKQ1trD2357.6102.508m= = =22t2tW 20.3.194= = =3S3tK3tr 235.6.2607相对误差: ，计算有效。%4.10.%1maxin S平均 ，取232187.6S26.9.mS将所有计算结果列入表 2-6 中：表 2-6 蒸发器有关计算数据汇总效次 冷凝器加热蒸汽温度 ，iT161.7 153.85 121.54 35操作压力 ，ipka440 230 20 20溶液温度 ，it154.72 134.5 890.98 完成液浓度 ，%ix13.05 18.65 32 蒸发量 ， kg/hiW2000.53 2017.29 1911.79 蒸汽消耗量 ， kg/hD2111.83 传热面积 ，m 2iS69.16 69.16 69.16 第三单元 蒸发器工艺尺寸的设计中央循环管式蒸发器式蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间，其主14要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。3.1 加热管的选择和管束的初步估计3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计加热管通常选用 252.5mm，382.5 mm，573.5mm 等几种规格的无缝钢管，长度一般为 2-6m。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本设计加热管选用 382.5mm，长为 3.0m。当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数 n：)1.0(LdSn式中： S 为蒸发器的传热面积，m 2 ，由前面的工艺计算知 S=69.16 ；2md0 为加热管的外径，m；L 为加热管长度， m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算 n时管长用（ L-0.1） m。为完成传热任务所需的最小实际管数 n 只有在管板上排列加热管后才确定。n= =199.87 （根）1.03814.69203.1.2 循环管的选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积的 40% 100%，若以 D1 表示循环管内径，则 :=（0.41） 00 2424idn因而： mdni 50.361.3806.01 对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出 D1 后，应从管规格表15中选取管径相近的标准管，只要 n 与 n相差不大，循环管的规格可一次确定。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。循环管选取 37714mm的无缝不锈钢管 。3.1.3 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，数目及在管板上的排列方式有正三角形，正方形，同心圆等，目前以三角形排列居多。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 1.25-1.5 倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。管心距值见表 3-1。表 3-1 不同加热管尺寸的管心距 3加热管外径 d0， mm 19 25 38 57管心距 t， mm 25 32 48 70加热室内径和加热管数采用做图法来确定,具体做法是；先计算管束中心线上管束 nc：管子按正三角形排列时,n c=1.1 ；管子按正方形排列时，n c=1.19 。式中nn 为总加热管数。本设计采用正三角形排列加热管，即nc=1.1 =1.1 =15.5662016=(11.5) =1.2 =45.6mmbd38加热室内径：=t( -1)+2 =48(161)+245.6=811.2 mmiDcb根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一内径作为加热室内径，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。作图所得管数 n 必须大于初估值 n，如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适为止。经作图得加热室的直径为 110010mm 合理，总数 n=192。壳体内径的标准尺寸列于表 3-2。表 3-2 壳体的尺寸标准 3壳体内径 mm 400-700 800-1000 1100-1500 1600-2000最小壁厚 mm 8 10 12 14163.1.4 分离室直径与高度的确定分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积的强度有关。分离室体积 V 的计算公式为：m3 UWV360式中：W 某效蒸发的二次蒸汽量， kg/h；某二次蒸发的二次蒸汽密度， kg/m3；U蒸发体积强度，m 3/(m3s)，一般允许值为 1.1 1.5 m3/(m3.s)。根据由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的 U 值，即可得 V。但各效二次蒸汽量，密度不同，按上式计算得到 V 值也不同，通常末效最大。为方便计，各效分离室可取一致，分离室估积宜取其中较大者。显然，末效二次蒸汽的温度最低，密度 最小，故所对应的分离室体积最大，最终分离室体积应取末效分离室体积。U 取 1.2 m/s。= = =1.146 m3。3VW3606.159.034分离室体积取其中较大者,V= =1.146 m33V分离室体积确定后，其高度 H 与直径 D 符合下列关系：V= 24确定高度与直径时应考虑以下原则： 1. 分离室的高度与直径之比 H:D =12。对中央循环管式蒸发器，其分离室高一不小于 1.8m，保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现象严重；2. 在条件允许时，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使加热室结构简单，制造方便；3. 高度和直径都适于施工现场的安放。取 =1.6 V=DHHD2417所以： H=1.95mD216.所以本设计取分离室直径 , 高度 H=1.95 。2.1Dm3.2接管尺寸的确定3.2.1溶液的进出口对于并流加料的三效蒸发,第一效溶液的流量最大,若各效设备采用统一尺寸,应根据第一效溶液流量来确定接管。管径的计算公式为：d= uVs4式中： 为第一效溶液的体积流量；sVu 为溶液的流速（u=13m/s）考虑。设计时进出口直径可取为一致。本设计取 u=1.6m/s则 d= =41.85mm， 查表得出蒸发器溶液进出口管选F60/41096.43/825取 422.5mm 的不锈钢无缝钢管。反算 =1.59 ，在 13 之间，故选管合usm/s/理。3.2.2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口表 3-3 流体的适宜流速强制流体的液体， sm/自然流体的液体， sm/饱和蒸汽， sm/空气及其他气体， s/1 3 0.8 1.8 3050 25 30取饱和蒸汽适宜的流速 =50us/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：d= = = =321.75mm， 故加热蒸汽进出口管取3W6043 360517.049.32514mm 的不锈钢无缝钢管。反算 =48.95 ，在 3050 之间，故选管合usm/s/18理。3.2.3冷凝水出口由于冷凝水自然流出，所以冷凝水的排出属于自然流动，因 u=0.8 1.8m/s,接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。由表 3-3 可知，第一效的冷凝水密度最小，第一效的加热蒸汽消耗量最大，故以第一效的冷凝水的管径计算。取 u=1.0m/s表 3-4各效加热蒸汽对应的冷凝水密度参数 加热蒸汽冷凝水温度，154.72 134.5 89.098冷凝水密度，kg/m3 912.469 930.885 965.886则: d= = =28.6mm1uD4469.120.38冷凝水出口管取 302mm 的不锈钢无缝钢管。反算 u=0.82m/s，在取值范围之内，故管径选取合理。第四单元 设蒸发装置辅助备的设计41 气液分离器蒸汽操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。其类型较多，在分离室19顶部设置的有简易式，惯性式及网式除沫器等。本设计使用惯性式除沫器。惯性式除沫器的主要尺寸按下列关系确定：， =1:1.5:210D32:H= ，h =（ 0.40.5）31D式中： 二次蒸汽的管径，m；0除沫器内管的直径，m；1除沫器外罩管的直径，m；2D-除沫器的外壳直径，m；3H除沫器的总高度，m；h除沫器内管顶部与器顶的距离，m。因为: =325mm0D所以： =0.325m， =0.488m， =0.65m， H=0.65m，h=0.450.325=0.1463 123D0.15m。4.2蒸汽冷凝器421 冷凝器主要类型蒸汽冷凝的作用是用冷凝水将二次蒸汽冷凝。冷凝器分为直接冷凝器和间接冷凝器。间接冷凝器价格昂贵，用水量大。直接接触式冷凝器的冷凝效果好，结构简单，操作方便，价格低廉，因此在本设计中选用直接接触式冷凝器。直接接触式冷凝器有多孔板式，水帘式，填充塔式及水喷射式等。多层多孔板式是目前广泛使用的型式之一。冷凝器内部装有 4-9 块不等距的多孔板，冷凝水通过板上小孔分散成液滴而与二次蒸汽接触，接触面积大，冷凝效果好。但多孔板易堵，二次蒸汽在折流过程中压降增大，所以有时也采用压降较小的单层20多孔板式冷凝器，但冷凝效果差。填充式冷凝是在冷凝器内装有 3-4 对固定的圆形和环形隔板，使冷水与二次蒸汽填料表面接触，提高了冷凝效果。适用于二次蒸汽量较大的情况及冷凝具有腐蚀性的气体。水喷射式冷凝器的工作原理是冷凝水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝，不凝汽也随冷凝水由排出管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可造成和保持系统的真空度，但单位二次蒸汽所需的冷凝水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。各种形式蒸汽冷凝器的性能见表 4-1。表 4-1 各种形式冷凝器的性能表422 冷凝器的设计与选用综上所述，本设计选用水喷射冷凝器。形式项目多层多孔板车 单层多孔板式 水帘式 填充塔式 水喷射式水气接触面积大 较小 较大 大 最大压强降，Pa 1067-2000 小 1333-3333 较小 大塔径范围 大小均可 不宜过大 350mm 100mm二次蒸汽量2t/h结构与要求 较简单 简单较简单，安装有一定要求简单不简单，加工有一定要求水量 较大 较大 较大 较大 最大其他 孔易堵塞 适于腐蚀性蒸汽214221 工作水量的计算 工作水量计算式：21)(tCIDWPp式中： W冷凝水用量， kg/h；D冷凝蒸汽量， kg/h；I蒸汽的焓，kJ/ kg；, 冷却水进出口温度，；1t2冷却水平均比热，kJ/ （ kg） 。pC查得：74时蒸汽的焓值 I=2631.66kJ/ kg，= kJ/（ kg） ， =18， =35 p 1793.42.186.421 p 1t2t， D=2111.82 kg/h。 =73875.09 kg/h。183579.4).62(81W4.2.2.2 喷射器结构尺寸计算（1）喷嘴数 n 及喷嘴直径 0d通过一个喷嘴的水的流速为：= 1up2式中： 工作水通过喷嘴的压强降，Pa ；p水的密度， kg/ ；3m流量系数，可取 0.930.96。其中取水的密度 998.5kg/ ，取 ， =200-20=180 ，W=73875.09 395.0pkPakg/h。喷嘴直径 在水质清洁时可取 58mm，一般为 1222mm 即可，这里取0d22=18mm，选定直径后，喷嘴个数的确定：0d120436udnW= =0.95 =18.04m/s。1up25.98)2(3， =4.085 120436udnW201364duW04.18.435.9836072（2）文氏管喉部直径mpdc 2701803 式中：，排出压强为当地大气压，这里取为 100 。排 出 压 强 吸 入 压 强 之 差cp kPa（3）水喷射气其他各部尺寸的选取文氏管喉管长度： =3 =3 27=812L3dm文氏管收缩口直径： =1.68 =1.68 27=45.36 ，取 45 m文氏管收缩段长度： =2（ ）=2 （45-27）=36123文氏管收缩角度： = 6文氏管扩散段直径： =1.78 =1.78 27=48.06 ，取 484d3文氏管扩散段长度： =6（ ）=6 （48-27）=1263L4d文氏管扩散段角度： =25进水管直径与进蒸汽管直径可按一般原则计算，但管内水流速不宜太高，否则电耗增大，当真空度在 7395kPa 时，其最大流速为 70120 不等。所以最大流sm速为 80m/s。详见后面表格。（4）射流长度的决定23喷射水的射流长度，是指喷射嘴出口处到聚焦点的水柱长度。该长度愈长，汽室就要愈高。喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径关系大致如下：表 4-2 喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径关系 3所以喷嘴直径为 18mm，喷射水流长度为 1800mm。第五单元 设计结果汇总5.1 蒸发器整体设计参数本设计选用加热蒸汽压强为 650 ，选用冷凝器操作压强为 20 ，使用沸点kPakPa进料，蒸发器的形式使用中央循环管式，并采用三效蒸发。5.2 计算结果总结表表 5-1 热量核算结果效次 冷凝器加热蒸汽温度 ，iT161.7 153.85 121.54 35操作压力 ，ipka440 230 20 20溶液温度 ，it154.72 134.5 89.098 完成液浓度 ,%ix13.05 18.65 32 蒸发量 ， kg/hiW2000.53 2017.29 1911.79 蒸汽消耗量 ， kg/hD2111.82 喷嘴直径，mm 喷射水流长度，mm1620 150020001215 1200150058 20050024传热面