年产4.0万吨碳酸钾蒸发车间设计

河北工业大学毕业设计说明书姓名马宏伟学号066118院系化工学院专业过程装备与控制工程题目年产40万吨碳酸钾蒸发车间设计指导教师赵景利教授评阅者年月日毕业设计中文摘要题目年产40万吨碳酸钾蒸发车间设计摘要碳酸钾是一种重要的无机基础化工原料，主要用于电视玻壳、化肥脱碳、电焊条、制药、双氧水、电影胶片、搪瓷、印染、钾玻璃等行业。目前国内碳酸钾生产的主要方法是离子交换法。本文介绍了碳酸钾的国内外生产和需求概况。然后，介绍了本次设计的工艺流程和工艺计算。此外，原料及动力的消耗、车间布置以及节能环保的设计等也是本次设计的重要组成部分。关键词碳酸钾；离子交换法；工艺计算；毕业设计外文摘要TITLEEVAPORATIONWORKSHOPDESIGNOFPOTASSIUMCARBONATEPRODUCING40X107KG/YABSTRACTPOTASHCARBONATEWASANIMPORTANTFOUNDATIONOFINORGANICCHEMICALRAWMATERIALS,MAINLYFORTHETVGLASSSHELLS,CHEMICAL,PHARMACEUTICAL,DECARBURIZATION,WIREHYDROGENPEROXIDE,FILM,ENAMEL,PRINTINGANDDYEING,POTASSIUMGLASSETCATPRESENTDOMESTICPOTASHPRODUCTIONMAINMETHODSAREIONEXCHANGETHISDESIGNHASINTRODUCEDTHEPOTASHPRODUCTIONANDDEMANDATHOMEANDABROADANDALSOINTRODUCEDEXISTINGPRODUCTIONPROCESSESANDEQUIPMENTOFTHEMAINTRENDTHEN,THEDESIGNHASINTRODUCEDTHETECHNOLOGICALPROCESSANDCRAFTCALCULATIONINADDITION,THERAWMATERIALANDPOWERCONSUMPTION,WORKSHOPLAYOUTANDENERGYSAVINGDESIGNISANIMPORTANTPARTOFTHEDESIGNKEYWORDSPOTASSIUMCARBONATE；IONEXCHANGE；PROCESSCALCULATION；目次1、引言511碳酸钾概况612碳酸钾的生产现状613本次工艺设计流程及设备简介72、工艺流程描述1121离子交换法生产碳酸钾简介1122碳酸钾的生产工艺流程123、蒸发工段物料衡算与热量衡算1331物料衡算1332热量衡算134、蒸发器加热室结构设计及强度计算1841加热室中换热管的排布及壳体直径的计算1842效加热室强度计算195、蒸发器分离室结构设计及强度计算2451效分离室尺寸的确定及强度计算2452效分离室尺寸的确定及强度计算3053效分离室尺寸的确定及强度计算356、蒸发器有关接管管径的计算3961效蒸发器有关接管直径的计算3962效蒸发器有关接管直径的计算4263效蒸发器有关接管直径的计算447、预热器的设计4771第一预热器的设计4772第二预热器的设计488、大气冷凝器的设计4981根据需要选用多孔板冷凝器4982所需冷却水量的求取4983冷凝器直径D的求取4984多孔淋水板的设计5085冷凝器的安装要求519、泵的选型52设计总结53参考文献54致谢551、引言20世纪90年代，随着世界范围内电视机特别是家用计算机需求的迅猛增加，刺激和推动了碳酸钾生产与市场持续走强，世界各地掀起了新建或扩建碳酸钾装置的热潮。1995年世界碳酸钾生产能力约为50万吨，产量约30万吨；2000年生产能力约为72万吨，产量5万吨左右。目前世界碳酸钾主要生产国家和地区为美国、西欧、中国、日本和韩国。主要进口国有英国、荷兰、比利时、意大利等；主要出口国有德国、西班牙、韩国、美国等。其中美国现有生产能力达到185万T/A,开工率在90以上；日本碳酸钾总生产能力达到8万T/A但仍不能满足国内需求,每年需从国外大量进口；韩国和我国台湾近几年也扩大了碳酸钾生产能力；欧洲地区（主要国家为法国、德国、比利时、意大利、西班牙等）碳酸钾总生产能力已增加到15万T/A,基本能够满足该地区需求增长。美国碳酸钾最大市场是用作电视机和计算机显示器阴极射线管玻璃中的钾离子源和其它特种玻璃,此两项约占总消费量的50,用于制造钾类化合物占14,橡胶助剂占10,食品、医药各占6,其它14；日本碳酸钾60以上用于阴极射线管,1020用于食品,其它用于生产钾类化合物、医药、农药等,近几年新开发的应用领域是高浓缩洗衣粉,用量增长幅度将会逐年增大。我国碳酸钾生产起步于20世纪50年代，当时采用的是草木灰法，这种方法由于受到原料的限制，产品质量差，成本高；60年代发展成为吕布兰法，但其存在工艺流程长，产品质量差等缺点；随后的电解法能耗又非常高；直到70年代初，为了适应中国化肥等工业的迅速发展，才由山东鲁南化肥厂和山东曲埠师范学院在我国首创了原料易得、工艺流程短、产品纯度高的离子交换技术，并于1975年4月建成中国第一套工业装置。1978年，该技术荣获全国科技大会奖。该技术的开发成功大大推动了我国碳酸钾行业的发展。到1995年我国碳酸钾生产能力为7万吨，2000年增加到15万吨，年均增长率碳酸钾生产工艺中离子交换过程的实验研究高达165，超过日本成为亚洲最大的碳酸钾生产国。目前主要生产厂家有山东鲁南化学工业集团1万T/A、山西文通钾盐有限责任公司（10万T/A）、成都化工股份有限公司12万T/A、浙江大洋化工厂25万T/A、河北眺山化工厂（25万T/A）、河北辛集化工集团（1万T/A）、郑州方泰化工有限责任公司（1万T/A）、天津大港远景化工福利厂（05万T/A）等11。11碳酸钾概况111碳酸钾性质碳酸钾属于单斜晶系，分子式为K2CO3，白色粉末状、细颗粒状结晶或圆型小球，相对密度2428，熔点891，易溶于水，其水溶液呈碱性，不溶于乙醇和醚，有很强的吸湿性，易结块，长期与空气接触易吸收二氧化碳而成碳酸氢钾。112碳酸钾用途碳酸钾是一种重要的无机基础化工原料，主要用于电子行业电视机显像管玻壳、化肥行业原料气脱碳、橡胶行业的防老化。此外，其在石油炼制、泡花碱、印染、胶片、显影、陶瓷、钾玻璃、农药、医药、味精、食品等行业的应用也越来越普遍12。近年来，随着国民经济的发展，特别是电子计算机和彩色电视机生产线的不断引进，碳酸钾的需求量与日俱增，其发展有着广泛、良好的前景13。12碳酸钾的生产现状从1950年代至今，世界碳酸钾生产工艺依次经历了草木灰法、路布兰法、电解法、有机胺法、离子交换法和离子膜电解碳化法。前4种方法因产品质量差、工艺复杂、能耗高、不适应大规模工业化生产等因素，于1970年代初即被淘汰。后两种工艺是目前普遏采用的方法，我国主要采用离子交换法，国外主要采用离子膜电解碳化法。121离子交换法1970年代初开发成功，对我国碳成钾行业的发展具有重要作用。目前除了成都化工股份有限公司以外，国内碳酸钾生产厂全部采用该法。主要工艺流程为以氯化钾为原料配制精盐水，以氨水、二氧化碳为原料制备碳胺液，二者通过阳离子交换树脂床进行交换，收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、锻烧热解、干操即可制得符合标准的碳酸钾产品。主要优点是工艺流程简单，投资少，产品质量好，技术成熟可靠，能够充分利用合成氮生产过程中的过剩氨水和多余放空的二氧化碳气，氨厂联产，成本较低。缺点是碳酸钾母液浓度低，蒸发浓缩能耗较高二是生产过程中产生大量副产品氯化铵废水，因浓度太低无法全部回收利用，不符合清洁生产要求。随着环保法规的越来越严格，生产厂必须增建氯化氮回收装置，但因其溶液浓度较低，腐蚀性较强，对回收设备要求高，回收成本高，再加上氯化按产品市场不好，生产厂积极性不高。目前除了山西文通、鲁化厂进行了氯化铵回收外，其它厂未见有回收的报道。离子交换法经过几十年的技术改造，工艺流程得以不断改进，各项工艺指标基本达到最优化，进一步挖潜降耗的幅度较小14。122离子膜电解碳化法该法是世界发达国家普遍采用的技术。1990年，成都化工股份有限公司从美国引进10KT/A组氯化钾可产12KT/A碳酸钾的离子膜电解装置，并采用日本流化床碳化干操技术，建成我国第一套也是目前唯一一套离子膜电解碳化法碳酸钾生产装置。其工艺流程为将精制为超纯盐水的氯化钾溶液泵至电解槽通电电解，分别得到氯气、氢气，在阴极生产32一35的氢氧化钾，流至碱液循环槽，大部分碱液用泵循环并加人无离子水后再进人电解槽阴极室，成品碱液送至蒸发工段浓缩至48，在流化床内与高温650二氧化碳反应生成碳酸钾，经降温、结晶即为成品。该法优点是产品质量稳定，杂质容易控制，松密度高，流程短，生产自动化程度高，三废少，维护检修简单，易于操作，适合大型工业化生产。主要缺点是投资大，需要引进国外技术和设备15。123国内新工艺开发我国现行碳酸钾生产工艺中，无论是国内自主开发、普遍采用的离子交换法，还是引进的所谓具有国际先进水平的离子膜电解碳化法，在实际生产中均表现出比较明显的缺点或不足，不适应该行业的快速发展5。13本次工艺设计流程及设备简介131蒸发器的选择蒸发是浓缩溶液的单元操作，是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶灌中溶质浓度提高的单元操作。蒸发所采用的设备为蒸发器。蒸发操作广泛应用于化工、轻工、食品、制药、原子能及冶金、电子等工业中。蒸发器的种类很多，常见的有中央循环管式蒸发器、悬筐式蒸发器和外加热式蒸发器等，新式的蒸发器又有L型蒸发器。其中，降膜蒸发器以其独有的优越性，在食品、医药、海水淡化及化工的各个行业中具有广泛的应用前景。降膜蒸发是溶液在重力、离心力、界面剪力的作用下，沿管内壁呈膜状向下流动，在流动过程中溶剂吸热汽化从而使溶液浓缩的单元操作，相应的设备就是降膜蒸发器。同其它类型的蒸发器相比，降膜蒸发器具有以下显著特点1617181、有较高的传热系数。由于溶液沿管壁旱传热效果较好的膜状流动，液膜很薄且有波动性，有利于液膜与管壁间的传热。2、传热温差损失小。因为降膜蒸发器没有因液位静压引起的沸点升高而带来的温差损失，且料液是在热交换管内流动过程中而被逐渐蒸浓的，一般情况下料液一次性通过管子即可达到蒸浓的要求，因此溶液沸点升高引起的温并损失较小。在总推动力不变的前提下，使有效传热温差变大。3、易于实现多效操作。降膜蒸发器传热温差损失小，提高了总有效传热温差另外降膜蒸发传热系数高，在传热量及传热面积不变的情况下，所需的传热温差就较低，因而易于实现多效蒸发。4、易于处理热敏性物料。溶液往往一次通过加热室即可达到要求，停留时间短，特别适合于处理牛奶、果汁、抗生素、医药中间体等热敏性物料。5、适用于处理易起泡的物料。降膜蒸发器汽化表面很大，因而二次蒸汽中的雾沫夹带少。6、不适于处理易结晶、结垢和粘度很大的溶液。发生上述情况时将破坏溶液在管内成膜，从而使传热效率大大降低。而且，对于管内蒸发的竖管降膜蒸发器，所用管子往往内径不大，而管长很长，因而清洗困难。7、必须安装料液成膜装置。为了使料液对每根换热管均匀分配，并使料液在管内可均匀布膜，蒸发管顶部必须安装液体分布器和料液成膜装置。同时必须严格控制蒸发管的垂直度。本次设计拟采用将膜蒸发器。料液出口二次汽料液进口生蒸汽汽132蒸发效数的确定多效蒸发受如下因素制约，使其效数受到一定限制1、设备投资与设备折旧费的限制，设备投资几乎与效数成正比增加，而能耗的下降（蒸汽耗量与水耗量的减少）却与效数成反比，当因节能而省下的开支不足以补偿设备折旧费的增加时，增加效数失去经济价值，在投资有限时，其效数也受限制。2、随着效数增加，温度差损失加大。有些溶液的蒸发，若设计效数过多，还可能出现总温度差损失等于甚至大于总理论温度差的极端情况。3、随着效数的增加，蒸发强度下降，设备投资费用增大而且加热蒸汽的经济性提高的幅度降低。4、对于自然循环蒸发器来说，当有效温差过小时，不能维持自然循环，一般要求大于57，因此限制了效数的增加。本次设计拟采用三效蒸发装置。133三效蒸发系统流程的选择在多效蒸发中，可选用溶液的顺流、逆流、平流和混流操作1920。流程的选择，应根据溶液的特性、操作方便及经济程度来定19。采用顺流流程是最常见的流程。因为后一效的压力低，溶液的沸点也低，当溶液由前一效进入后一效时，会有因过热而自行蒸发，称为闪蒸。因而后一效有可能比前一效产生更多的二次蒸汽。同时由于效间压差的存在，效间的过料不需用泵，可一节约电能消耗，其缺点是对于粘度随浓度迅速增加的溶液不能适用。对于逆流操作，料液从末效加入，依次由泵送入前一效。后一效的溶液进入前一效时，其温度低于该效的沸点，溶液浓度加大，蒸发的温度升高。因此各效的粘度差别不会很大，传热系数人致相同。但是各效之间都要用泵，设备较复杂，且增加了能耗。同时由于溶液从后一效进到前一效时，液温低于送入效的沸点，有时需要补充加热，否则产生的二次蒸汽量将逐级减少。该流程适用于粘度随温度变化较大的物料，但不适用于热敏性物料。从理论上讲,三效逆流比三效顺流更合理,因为逆流过程中的余热利用较方便。但是实践发现在逆流流程中,由于第效是在温度、压力和浓度都较高的恶劣环境下运行,设备腐蚀速度较快,而第、效的设备腐蚀不大。为了减轻第效蒸发器的腐蚀状况,宜采用三效顺流工艺流程,这样就使得第效在高温、低浓度下运行,而末效则在低温、高浓度下运行,从而缓解了对设备的腐蚀。所以,碳酸钾溶液的蒸发宜采用三效顺流工艺流程。134工艺流程简图三效顺流蒸发工艺流程示意图2、工艺流程描述21离子交换法生产碳酸钾简介连续离子交换技术是80年代开发的完全革新的分离工艺技术,经过不断地改进和完善,目前已成功地应用在医药、化工、化肥等不同产业领域中。与传统的离子交换柱相比,其设备紧凑、系统简化、管道缩减并且占地面积少与固定床相比,树脂消耗量减少5090,再生剂、冲洗水消耗降低由于非间断操作下的连续运转,产品的成分、浓度保持基本稳定具有良好的操作弹性,可根据生产负荷的变化自动调节旋转速度在生产过程中基本无三废排放。离子交换法目前为国内大部分碳酸钾生产企业所采用，其主要工艺流程为以氯化钾为原料配制精盐水,以氨水、二氧化碳为原料制备碳铵溶液,二者通过阳离子交换树脂床进行交换,收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、煅烧热解、干燥即可制得符合标准的碳酸钾产品。反应（式中R为树脂分子骨架部分）如下KRNH4HCO3NH4RKHCO3NH4RKCLKRNH4CL2KHCO3K2CO3CO2H2O这种方法的主要优点是工艺流程简单,投资少,产品质量好,技术成熟可靠,成本较低。缺点一是碳酸钾母液浓度低,蒸发浓缩能耗较高；二是生产过程中产生大量氯化铵废水,因浓度太低全部回收利用困难,不符合清洁生产要求。22碳酸钾的生产工艺流程用离子交换完成液预热后，在解吸塔中分解挥氨，然后进入三效蒸发单元，蒸发完成液进入二氧化碳吸收塔，碳酸钾全部被碳酸化为碳酸氢钾。碳酸化所用的二氧化碳气来自煅烧石灰石，解吸塔分解的氨气被氨吸收塔吸收为氨水做配液循环使用。再将生产出来的碳酸氢钾进行重结晶，经分离机离心分离，进入沸腾床干燥，最后经包装便可得到产品。离子交换法流程简图目前国内碳酸钾生产的主要方法是离子交换法。这种方法工艺流程简单,技术成熟可靠,投资少,产品质量好,成本较低3、蒸发工段物料衡算与热量衡算31物料衡算已知条件年产碳酸氢钾4万吨，除去大修、停车时间，假设设备的年工作日为300天，即工作时间数为7200小时，则年产量。KG/H56M经离子交换工段生成浓度约为10的碳酸氢钾溶液，进入蒸发工段，则碳酸氢钾溶液的初始浓度X010，故原料处理量。H/KG6510XF0根据经验数据，经三效蒸发后碳酸氢钾浓度为X358，故三效总蒸水量。H/KG0549730165X1FW30总32热量衡算321初算各效传热面积1总有效传热温差的计算根据生产经验及指导老师建议，并考虑到锅炉压力、管道腐蚀等，确定效加热生蒸汽压强为P1500KPA（绝压，以下同），温度为1517，考虑到管道传热损失，确定效生蒸汽温度为T1151。根据生产经验，确定效二次蒸汽压强为P315KPA，温度为T3535；确定原料液经预热后预热到T090后，进入蒸发器。蒸发器内溶液的沸点升高为式中由于不挥发溶质的存在引起的沸点升高，由于液柱静压力引起的沸点升高，由于管道流动阻力引起的沸点升高，由于本设计选用降膜蒸发器，故可忽略不计；由于三效蒸发器间隔距离较近，管道流动阻力较小，可忽略根据生产经验，初步估算各效因不挥发溶质存在造成的沸点升高为213215305320总有效传热温差为01532075TT有效2总有效温差在各效的预分配按等传热温差原则近似分配各效温差，取125T25T3265T计算各效汽、液相温度公式如下3,211ITTTTIIII1590T通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表1122233351238956581TTTTTTT二次蒸汽效数绝对压力（KPA）温度（）汽化热RKJ/KG0（生蒸汽）500015102113222371235219558579502273915053523700由热量衡算求各效水分蒸发量因为蒸发器中碳酸钾分解热较小，故在热量衡算中忽略不计。由方程组WTCFCRQTTDPWPP3212321031212010计算各效蒸水量及效加热蒸汽消耗量。321、D由于没有查到有关不同碳酸氢钾溶液比热容确定的资料和公式，此处暂用水的比热容代替，即KG49J/WPOC将表中物性数据代入上方程组得11212321395780495087694DWW解此方程组得123846057DKGHW计算各效蒸发器传热面积根据生产经验初定各效传热系数为、。21/50MWK22/10MWK23/80MWK有上述数据计算各效蒸发器传热面积如下320112232338468931502946765082DRQATTMKTTWRTT因各效传热面积相差较大，故进行重新计算。322复算各效传热面积1重新分配总有效传热温差12321238395492562576106495235046ATTTMATTTTA2重新计算各效汽液相温度根据重新分配的各效温差计算各效气液相温度如下1122233350129510468TTTTTTTT通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表二次蒸汽效数绝对压力KPA温度汽化热R（KJ/KG）0（生蒸汽）500015102113226211292173611072102522490150535237003由热量衡算重新各效水分蒸发量同理，由如下方程组WTCFCRQTTDPWPP3212321031212010解得1238670954DKGHW4复算各效蒸发器传热面积传热系数同上复算计算各效蒸发器传热面积如下3201122323386372106475952401468DRQAMKTTWTTRTT因各效传热面积比较接近，故取传热面积为260AM5核算各效传热系数核算各效蒸发器传热系数如下32011122323386372105194/9678/52401/DRQKWMATTWTTRTT各效传热系数经核算后与原估计值相差很小，故计算结果可取。4、蒸发器加热室结构设计及强度计算41加热室中换热管的排布及壳体直径的计算本设计采用换热管为3830、全管长6米的不锈钢换热管。考虑到上下管板各自厚度大约为004M，以及换热管突出下管板的长度约为3MM，故换热管的有效换热长度为。ML179504236每根换热管的有效传热面积为2070691538MLDA所需换热管总数约为36597AN根本蒸发器中换热管按正六边形排列，通过查GB151并为了获得较大的操作弹性，选择所需管子总数最大为517根的排列方式，其正六边形的数目为12，对角线上换热管数为25，六角形内管数为469根据标准，查得38的换热管中心距。MT48最外层管子的中心到壳体内壁的距离。E3取壳体内径1548251381902IDTNEM（）（）根据标准，圆整后取。0NDM42效加热室强度计算421效加热室壁厚计算及水压试验校核1加热室设计条件效加热室设计条件如下名称管程壳程工作介质碳酸氢钾混合溶液蒸汽，冷凝水工作压力KPA0500进口90工作温度出口131151设计压力KPA550550设计温度150150传热面积3602蒸发器壁厚计算及水压试验校核蒸发器筒体、封头及所有附件、管道组成件的材料均选择为不锈钢0CR18NI10TI筒体壁厚计算内压筒体厚度计算式为CTPDI2式中计算厚度M计算压力CAMP焊接接头系数此处取1设计温度下的材料许用应力，此处取150下材料的TAP许用应力为137AP筒体内径IDM335014282702ICTCPM查表得不锈钢钢板负偏差C61因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量02C筒体的名义厚度为。1234NM因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取N8封头壁厚计算本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为33205142817ICTCPDM、MC6012封头的名义厚度为。124NC取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为，直边高度为。MN8MH25水压试验压力及强度校核A水压试验压力按下式计算TTPP251式中内压容器的试验压力，AMP设计压力，A试验温度下材料许用应力，设计温度下材料许用应力，TAPATTMPP6875015251又试验压力下的筒体的薄膜应力SEITDP902式中钢板的有效厚度，EMCNE4706821常温下材料的屈服极限，SAMPASP3068751465822TIEAPD0933SATA所以壳程试验安全。B管程水压试验压力及强度校核与壳程计算过程类似，此处不再赘述，经计算，管程试验压力下的筒体薄膜应力为0687514653822TIEAPDMP093SATAP管程水压试验安全。422结果汇总三效蒸发器加热室内径均为，均采用标准椭圆封头，筒体、140IDM封头壁厚均为，封头直边高度为MN8H25423加热室管板的确定因加热室选用的换热管规格为3830，故加热室管板最小厚度38MIN选取管板厚度为40材料为0CR18NI10TI，管板兼做法兰。M424折流板设计折流板缺口弦高取0342IHD取折流板间距为，共设五块，则其无支撑跨距，由此1ML20确定折流板厚度M6板外径为408392N425拉杆设计选用拉杆直径为16共设6跟，均布在管束的外边缘。426膨胀节的设计波形膨胀节ZDL型427布膜器设计428开孔补强计算以效加热室出料口6306的开孔为例进行补强计算1补强方法判别开孔直径，26140615270IIDDCM满足等面积发开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。2开孔所需补强面积ARETFDA12式中筒体计算厚度，28M接管厚度此处NTNT4接管有效厚度，ET6054ETTCM强度削弱系数，因壳体材料与接管材料相同，故RF1RTNRF216585417349ETRADFM3有效补强范围有效宽度B按下式计算，取二者之中较大值2615230486432NTDM计算得M有效高度的计算A外侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值1H165207620NTHDMM实际外伸高度故1607HMB内侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值2H2156070NTDMH实际内伸高度故24有效补强面积筒体多余金属面积筒体有效厚度MCNE47608筒体多余金属面积按下式计算1A121304657428087EETRABDFM接管多余金属面积接管计算厚度05614232372CITTNPDM接管多余金属面积A2122260754130ETRETRAHFHCFM接管区焊缝面积（焊脚取）M623036A有效补强范围12387650EM249EA开孔后不需另行补强。因本效蒸发器加热室中各接管厚度相同，最大开孔不需要补强，所以所有接管都不需另行补强。429支座的选取采用A型悬挂式支座，四个考虑水压试验时设备总重量1976MKG支座承受载荷33800544GQKNKN据JB/T471232007选A4螺栓分布圆直径22311408108305956INDBLSM5、蒸发器分离室结构设计及强度计算各效分离室筒体、封头及所有附件、管道组成件的材料均选择为不锈钢0CR18NI10TI51效分离室尺寸的确定及强度计算511效分离室直径及高度的计算各效分离室中蒸汽速度可按下式估算VU50VLVKU式中蒸发室中蒸汽平均上升速度VSM、溶液和蒸汽的密度L3KG雾沫携带因子，对于水溶液取为VKS017效分离室中，129下，。39576LKM3459VKGM05393571649041VUMS2311286240564793IVSVSIVWDVU又圆整后得。280NM筒体高度164HD512效分离室壁厚计算及水压试验校核本效分离器设计压力0278，设计温度1474。AMP1筒体壁厚计算内压筒体厚度计算式为CTPDI2式中计算厚度M计算压力CAMP焊接接头系数此处取1设计温度下的材料许用应力，此处取150下材料的TAP许用应力为137AP筒体内径IDM33287102942ICTCPM查表得不锈钢钢板负偏差C601因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量02C筒体的名义厚度为。12354NM因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取MN62椭圆封头壁厚计算本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为3320587129ICTCPDM因，所以。MIN、C60102封头的名义厚度为。MCN621取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为，直边高度为。NMH25390折边锥形封头壁厚计算当，可用简化式计算90折边锥形封头壁厚，即MPAPC5TCIDF20折边半径IIR1502840M时，查得607F492132ICTFPD，MC6010名义厚度为，取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为1259NCM，直边高度为。NH4水压试验压力及强度校核水压试验压力按下式计算TTPP251式中内压容器的试验压力，AMP设计压力，PAMP试验温度下材料许用应力，AP设计温度下材料许用应力，T12502871359TATPP又试验压力下的筒体的薄膜应力SEITD902式中钢板的有效厚度，EMCNE450621常温下材料的屈服极限，SAMPASP0395284102572TIEAPD091SATA所以壳程试验安全。513开孔补强计算以本分离室二次蒸汽出汽口的开孔为例进行补强计算5301补强方法判别开孔直径，2621140IIDDCM满足等面积法开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。2开孔所需补强面积ARETFDA12式中筒体计算厚度，294M接管厚度此处NT5NT接管有效厚度，ET064ETTCM强度削弱系数，因壳体材料与接管材料相同，故RF1RTNRF21594413ETRADFM3有效补强范围有效宽度B按下式计算，取二者之中较大值。25104265432NTDM计算得M有效高度的计算A外侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值。1H152450NTHDMM实际外伸高度故14B内侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值2H2653410NTHDM实际内伸高度故24有效补强面积筒体多余金属面积筒体有效厚度MCNE4560筒体多余金属面积按下式计算1A1204542908EETRABDFM接管多余金属面积接管计算厚度02875045132CITTNPDM接管多余金属面积2A212225405413967ETRETRAHFHCFM接管区焊缝面积（焊脚取）M623103A有效补强范围123896704EM25EA开孔后不需另行补强。因本效蒸发器分离室中各接管厚度相同，最大开孔不需要补强，所以所有接管都不需另行补强。514支座的选择采用A型悬挂式支座，选用4个支座考虑水压试验时设备总重量约为36590MKG支座承受载荷33811014GQKNKN据JB/T471232007选耳式支座A6螺栓分布圆直径2231228061043805359INDBLSM515视镜的选择据HGJ5018620,选视镜PN10DN100，两个。516折流式除沫器的设计确保蒸汽每折流一次流通面积是逐渐扩大的。蒸汽出口管径530升气管导流筒7短节1052效分离室尺寸的确定及强度计算521效分离室直径及高度的计算效分离室中，1025下，。395672LKGM306491VKGM054910120VUS232643657140IVSVSIVWDVMU又圆整后得。36NM筒体高度157HD522效分离室壁厚计算及水压试验校核本效分离器设计压力，设计温度1025。0AMP1筒体壁厚计算内压筒体厚度计算式为CTPDI2式中计算厚度M计算压力CAMP焊接接头系数此处取1设计温度下的材料许用应力，此处取150下材料的TAP许用应力为137AP筒体内径IDM331056014522ICTCPDM因，所以。MIN查表得不锈钢钢板负偏差C601因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量02C筒体的名义厚度为。MN621因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取N2封头壁厚计算本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为33205161457CITCPDM因，所以。MIN2、C6010封头的名义厚度为。MCN621取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为，直边高度为。NMH40390折边锥形封头壁厚计算当，可用简化式计算90折边锥形封头壁厚，即MPAPC5TCIDF20折边半径IIR15036540M时，查得607F1235232ICTFPD因，所以。MIN，MC60102名义厚度为，195NCM取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为，直边高度为。N6MH254水压试验压力及强度校核水压试验压力按下式计算TTPP251式中内压容器的试验压力，AMP设计压力，试验温度下材料许用应力，设计温度下材料许用应力，TAP1250153TATPPM又试验压力下的筒体的薄膜应力SEITD902式中钢板的有效厚度，EMCNE450621常温下材料的屈服极限，SAMPASP0136543022TIEAPD098SATA所以壳程试验安全。523开孔补强计算以本分离室二次蒸汽出汽口的开孔为例进行补强计算。720651补强方法判别开孔直径，281802IIDDCM满足等面积发开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。2开孔所需补强面积ARETFDA12式中筒体计算厚度，145M接管厚度此处NT6NT接管有效厚度，ET0659ETTCM强度削弱系数，因壳体材料与接管材料相同，故RF1RTNRF21708459169ETRADFM3有效补强范围有效宽度B按下式计算，取二者之中较大值2708146265732NTDM计算得M有效高度的计算A外侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值1H170824535NTHDM实际外伸高度故13B内侧有效高度按下式计算，取二者之中较小值2H27084532NTHDM实际内伸高度故24有效补强面积筒体多余金属面积筒体有效厚度MCNE4560筒体多余金属面积按下式计算1A121467085409EETRABDFM接管多余金属面积接管计算厚度015702232CITTNPDM接管多余金属面积A21222539071ETRETRAHFHCFM接管区焊缝面积（焊脚取）M6230361A有效补强范围123794560EM20EA开孔后不需另行补强。因本效蒸发器分离室中各接管厚度相同，最大开孔不需要补强，所以所有接管都不需另行补强。524支座的选择采用B型悬挂式支座，选用4个支座考虑水压试验时设备总重量约为68391MKG支座承受载荷33100214GQKNKN据JB/T471232007选耳式支座B8螺栓分布圆直径22312601650850443INDBLSM525视镜的选择据HGJ5018620,选视镜PN10DN100，两个。526折流式除沫器的设计确保蒸汽每折流一次流通面积是逐渐扩大的。蒸汽出口管径72065升气管8导流筒9短节10253效分离室尺寸的确定及强度计算531效分离室直径及高度的计算效分离室中，535下，。31578LKGM30975VKGM059702160VUS23314874605487912IVSVSIVWDVMU又圆整后得。50N筒体高度68HD532效分离室壁厚计算及水压试验校核本效分离器本真空压力容器，设计压力01，设计温度685。AMP1筒体壁厚计算因承受外压，初设筒体的名义厚度MN16,MC60102有效厚度E4156筒体外径0250165032INDM分离器两封头分别采用标准椭圆封头和90折边锥形封头筒体的计算长度ML93861038，属于薄壁圆筒。207364150ED890L由此查图得096A由查图确定B值公式，AMPEA769019325PMPDPAE05417690所以，假设的厚度不合格，需增加壁厚或采用加强圈。采用加强圈设计加强圈的最大间距MDMPELEC246315/03962/62AX50加强圈个数481AXLN取N3取筒体厚度，加强圈数目为N3。N62椭圆形封头壁厚计算本蒸发器分离室采用标准椭圆形封头因承受外压，假设其名义厚度，有效厚度MN10ME49601DRI45090于是0261125AEAMPEB97809325ACAEPRP10364718所以，假设的厚度不合格，需重新计算。假设其名义厚度，有效厚度MN14ME41560DRI503890于是42841215AEAMPEB053109325，且接近。故ACAEPRP164081。MN16390折边锥形封头壁厚计算折边半径MDRI7501MIIC5439COS15072COS20锥体高度（含直边）MRCTGDH2810SIN2假设MEN45616，当量圆筒的当量厚度MEC89105COS1OS其当量长度MLC7928035按外压圆筒图算法进行校核计算，属于薄壁圆筒。498103CD756CL由此查图得092A由查图确定B值AMP6PMPDBPALE16054396所以，假设的厚度合格，故取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为。MN164水压试验压力及强度校核水压试验压力按下式计算TTPP251式中内压容器的试验压力，AMP设计压力，试验温度下材料许用应力，设计温度下材料许用应力，TAPATTMPP1250251又试验压力下的筒体的薄膜应力SEITD902式中钢板的有效厚度，EMCNE41506121常温下材料的屈服极限，SAMPASPAEITDP30415202ATAS2890所以水压试验安全。533开孔补强计算本效分离器最大开孔为12206，采用整锻件补强M534支座的选择采用A型悬挂式支座，选用4个支座考虑水压试验时设备总重量约为KGM917支座承受载荷KNNKGMQ42701483097133据JB/T471232007选耳式支座A8螺栓分布圆直径MSLBDNI539145038261350162023535视镜的选择据HGJ5018620,选视镜PN10DN100，两个。536折流式除沫器的设计确保蒸汽每折流一次流通面积是逐渐扩大的。蒸汽出口管径120升气管4导流筒6短节18206、蒸发器有关接管管径的计算61效蒸发器有关接管直径的计算611加热室1进汽口直径由公式UVDUSISI442式中混合料液的体积流量SVSM3U混合料液流速M/S取生蒸汽流速25M/S生蒸汽在151密度为2612KG/M441863704263605SIVDDMUU管子规格4266M管法兰HG20592法兰PLDN40006RF2出料口直径进料口直径取值可比二次蒸汽出汽口直径略小管子规格5305M管法兰HG20592法兰PLDN50006RF3冷凝水排出口直径生蒸汽在饱和温度下冷凝，故冷凝水温度取151取水的流速U05M/S水在151下的密度,9160KG/M441860194360395SIVDDMUU管子规格1334M管法兰HG20592法兰PLDN12506RF4混合料液循环管进口直径为使每根管子上都均布有液体，使传热效果达到最好，每效蒸发中都设置自循环系统，其喷淋密度取为SML50每效的循环进料量35173297215/FNDSH循环取混合料液流速为U1M/S料液密度,此处取1054KG/M44721509736036SIFVDMUU循环管子规格894M管法兰HG20592法兰PLDN80025RF612分离室1二次蒸汽出汽口直径取生蒸汽流速U20M/S生蒸汽在129密度为1453KG/M1441860473603532SIVWDMUU管子规格5305M管法兰HG20592法兰PLDN50006RF2进料口直径取生蒸汽流速U2M/S生蒸汽在129密度为10525KG/M0445609636312SIVFDMUU管子规格1084M管法兰HG20592法兰PLDN100025RF3进料口直径进料口直径取值可比二次蒸汽出汽口直径略小管子规格5305M管法兰HG20592法兰PLDN50006RF4出料口直径取料液流速为U1M/S料液密度,此处取1052KG/M01445613728901593604SIFWVDMUU管子规格1334M管法兰HG20592法兰PLDN125025RF5混合料液循环管出口直径混合料液循环管出口直径取值与本效加热室混合料液循环管出口直径相同管子规格894M管法兰HG20592法兰PLDN80025RF62效蒸发器有关接管直径的计算621加热室1进汽口直径进汽口直径取值与效蒸发器分离室出汽口直径相同管子规格5305M管法兰HG20592法兰PLDN50006RF2出料口直径进料口直径取值可比二次蒸汽出汽口直径略小管子规格63065M管法兰HG20592法兰PLDN60006RF3冷凝水入口直径冷凝水入口直径取值与效蒸发器加热室冷凝水排出口直径为管子规格1334M管法兰HG20592法兰PLDN12506RF4冷凝水排出口直径生蒸汽在饱和温度下冷凝，故冷凝水温度取1055取水的流速U05M/S此处取954KG/M144186370283901536054SIDWVDMUU管子规格1594M管法兰HG20592法兰PLDN150025RF5混合料液循环管进口直径混合料液循环管出口直径取值与效加热室混合料液循环管进口直径相同管子规格894M管法兰HG20592法兰PLDN80025RF622分离室1二次蒸汽出汽口直径取生蒸汽流速U20M/S生蒸汽在1025密度为0649KG/M24415206453603609SIVWDMUU管子规格72065M管法兰HG20592法兰PLDN70006RF2进料口直径进料口直径取值与效蒸发分离室出料口直径相同为管子规格63065M管法兰HG20592法兰PLDN60006RF3出料口直径取料液流速为U1M/S料液密度,此处取1136KG/M012445613728952091360SIFWVDMUU管子规格1084M管法兰HG20592法兰PLDN100025RF4混合料液循环管出口直径混合料液循环管出口直径取值与本效加热室混合料液循环管出口直径相同管子规格894M管法兰HG20592法兰PLDN80025RF63效蒸发器有关接管直径的计算631加热室1进汽口直径进汽口直径取值与效蒸发器分离室出汽口直径相同管子规格72065M管法兰HG2