化工设计说明书蒸发器

1、第一章蒸发装置的设计蒸发器是一种特殊的传热设备，它及一般的传热设备的区别是：需要 不断地将蒸发所产生的二次蒸汽除去，因此，蒸发器在结构上除设有用 于进行热量交换的加热室之外，还设有气液分离的蒸发室。此外，为了 使蒸汽和液沫能有效地分离，还设有除沫器。随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构及型式亦不断改进及创 新，其种类繁多，结果各异。目前，工业上常用的为间接加热蒸发器， 根据溶液在蒸发器中流动的情况，大致可将其分为循环型及单程型两类。 循环型蒸发器包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环 式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升一降膜式及刮板式等。这些 蒸发器结构不同，性能各异，均有自

2、己的特点和适应场合。1.1蒸发操作条件的确定蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝 器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产 品质量和降低能耗极为重要。1.1.1加热蒸汽压强的确定通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，若超过了此温度物料就会 变质，破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低 于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发，常压蒸发或真空蒸发。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。从节能 观点出发，应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，即要求蒸发装 置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗

3、量，又可以减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。因 此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但是通常所 用饱和蒸汽温度不超过180C,超过时相应的压强就很高，这将增加加热 的设备费和操作费用。一般加热蒸汽压强在500-700kPa范围之内。通过上述的规定，选择530kPa作为加热蒸汽压强。1.1.2冷凝器操作压强的确定若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，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，末效采用真 空操作。此时各效产生的二次蒸汽温度低，进入冷凝器需要消耗大量冷 却

4、水，而且溶液黏度大，传热差。根据以上论述选冷凝器的真空度取75kPao1. 1. 3进料状况的确定单位时间内蒸发的水量越多，蒸发器的生产能力越好，所以，尽量使 热量尽可能多的用于蒸发水量。而进料热状况可以影响蒸发水量。进料状况影响蒸发器的生产能力：（1）低于沸点进料时，需消耗部分 热量将溶液加热至沸点，因而降低了生产能力；（2）沸点进料时，通过 传热而的热量全部用于蒸发水分，生产能力有所增加；（3）高于沸点进 料时，由于部分原料液的自动蒸发，使生产能力有所增加。根据以上论述本设计采用沸点进料。为了便于计算本设计假设冷凝水在饱和温度下排出并且二次蒸汽全 部用于下次应用。1. 1. 4多效蒸发效数

5、的确定蒸发过程中总的有效温度差是给定的，它是过程中最大的温度差，是 加热蒸汽的冷凝温度和末效被蒸发溶液沸点温度之间的差数。由于沸点 升高，每效都有温度差损失，它使传热的有效温度差降低。装置的效数 越多，有效温度差越小。效数有一定的限度，不能超越定的总的温度差。 此外，效数增加，蒸发设备的投资也增加。因此，工业上碱液蒸发装置 多取三效蒸发。1. 1. 5多效蒸发流程的选择按溶液及蒸汽相对流向的不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。1. 并流并流是工业上最常见的加料模式优点缺点溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力随着溶液从前一效逐效流向和温度较低的蒸发器，故溶液在效间的输后而各效，其组成增高，而

6、送可以利用效间的压差，而不需要泵送。温度反而降低，致使溶液的同时，当前一效溶液流入温度和压力较低黏度也增加，蒸发器的传热的后一效后，会产生闪蒸，因而可以多产系数下降。生一部分二次蒸汽。此外，此法操作简便，工艺条件稳定。并流法操作只使用于黏度不大的料液蒸发。2. 逆流料液及蒸汽呈逆流操作。优点缺点随着料液浓度的提高，其温度相应 提高，使料液黏度增加较小，各效 的传热系数相差不大，故可生产较 高浓度的浓缩液。逆流操作需设置效见料液输送 泵，动力消耗较大，操作比较复杂。 各效均在低于沸点下进料，没有自 蒸发，及并流相比，所产生的二次 蒸汽量较小。对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。适合于黏

7、度随温 度和组成变化较大的溶液，不适合于处理热敏性物料。3. 平流 各效都加入料液又都引出浓缩液。此法除用于有结晶析出 的料液外，还可用于同时浓缩两种以上不同水溶液。4. 错流 它是并、逆流的结合。其特点是兼有并逆流的优点避免缺 点，但操作复杂，控制困难，应用不多。根据上述比较，对于碱溶液（黏度变化不大），本设计采用并流的方 法进行蒸发。1. 2蒸发器的类型蒸发器类型结构特点优点缺点中央循环管式中央循环管式蒸发器 的加热室由一垂直的 加热管束构成，在管束 中央有一根直径较大 的管子，称为中央循环 管结构紧凑、制造方便、操作可靠循环速度较 低、溶液的沸 点咼、有效温 度差减小、设 备的清洗和检

8、修不方便悬筐式加热室像个悬筐，悬挂 在蒸发器壳体的下部 可由顶部取出，便于清 洗及更换。加热介质由 中央蒸汽管进入加热 室，而在加热室外壁及 蒸发器壳体的内壁之 间有环隙通道适用于蒸发易结垢或有晶体析出的溶液结构复杂，单 位传热面积需 要的设备材料 量较大外热式加热室及分离室分开便丁清洗及更换可以降低蒸发器的总高度溶液的循环速度大列文加热室的上部增设一沸腾室循环速度大，传热效果好、适用于处理有晶体析岀或易结垢的溶液设备庞大，需 要的厂房高、 由于液层静压 力大，故要求 加热蒸汽的压 力较高强制循环利用外加动力（循环 泵）使溶液沿一定方向传热系数大，对于黏度较大动力消耗较大作高速循环流动或易结晶

9、、结垢的物料，适应性较好升膜加热室由一根或数根垂直的长管组成适用于蒸发量 较大（即稀溶 液）、热敏性及 易起泡沫的溶 液，但不适于 高黏度、有晶 体析出或易结 垢的溶液降膜原料液rh加热管的顶 部加入，每根加热管的 顶部均需设置液体布 膜器蒸发组成较高 的溶液、适用 于黏度较大的 物料不适用易结垢 或易结晶的溶 液、传热系数 较小升一降膜升膜和降膜蒸发器装在一个外壳中适用于蒸发过程中溶液的黏度变化很大，水分蒸发量不大和厂房高度有一定限制的场合刮板薄膜利用旋转刮片的刮带作用，使液体分布在加热管壁上对物料的适应性很强结构复杂、动力消耗大、传热面积选用蒸发器的结构型式应考虑一下原则：（1）要有较高的

10、传热系数，能满足生产工艺的需求。（2）生产能力大。（3）结构简单，操作维修方便。（4）能适应所处理物料的工艺特性。NaOH溶液是腐蚀性溶液，通过比较上述各种蒸发器的特点，选用中央循环管式蒸发器。第二章三效蒸发工艺设计过程的计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）消耗量、各效 水分（或溶剂）蒸发量及各效传热而积。计算的己知参数为：进料液的 流量、温度和浓度、最终完成液的浓度、加热蒸汽的压强和冷凝器中的 压强等。其变量受物料衡算、热量衡算、传热速率方程以及相平衡等基 本关系的支配。2. 1各效蒸发量和完成液组成的估算设计任务条件是：NaOH溶液的处理量39. 8kt/a,原料液浓度12

11、%, 完成液的浓度为30%o原料液的温度为30C,通过预热器原料液在第一 效的沸点下加入蒸发器。第一效的加热蒸汽压力为530kPa,冷凝器中的 绝压为25kPao原料液加料量F二型匕心-二5527. 8kg/h24 x 300总蒸发量 W二F（1-匹）=5527. 8X （1- ） =3316. 7 kg/h兀30.30式中：W总蒸发量，kg/hF 进料流量，kg/hxO原料液浓度 xn完成液浓度因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引岀，假设各效蒸发量相等，即叱=% = % =【丫 = 1105.6 kg/h各效完成液的浓度为: W2 s wi分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。.5527.8x0.

12、125527.8-2x1105.65527.8x0.12_ 5527 .8-1105 .6= 0.15Fx_5527.8x0.12.。旳% 5527.8 - 3x1105.6、其中：xl第一效完成液浓度x2第二效完成液浓度x3第三效完成液浓度2. 2估算各效二次蒸汽温度7；加热蒸汽压强P1和冷凝器中的操作压强Pn是己知的，其它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及二次蒸汽压强之差AP为:n故第i效二次蒸汽压强斤为:ap = = 530-25 =168J kpa第一效：3A = R2 = 530168.3 = 361.7 kPa第二效：巴=斥 _2AP =

13、530-2x16&3 = 193.4 kPa第三效：”=用一3AP = 5303x16&3 = 25 kPa利用 ”、P；、可以从手册中查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热见表2-1：表2-1不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参加热蒸汽第I效第II效第III效二次蒸汽压强R /KPa530361. 7193.425二次蒸汽的温度t/c153.8139.9119. 063.3气化潜热KJ/Kg2106. 62149. 12207. 82594. 32. 3计算各效传热温度差0各效传热温度差计算公式为：A/r-式中”为前一效二次蒸汽的温度（即第i效加热蒸汽温度），厶为第 i效溶液沸点，其计算式为：/严

14、才+鸟式中7；为第i效二次蒸汽温度，为第i效温度差损失。各效温度差损失：尸；+； + ：2. 3.1由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失对于NaOH水溶液可采用杜林经验式计算：rA =g+加 =tA tw上两式中：r；指一定压强下水溶液的沸点，C；心一一对应压强下水的沸点，C；k和m为常数，其值为：k=l+O. 142xm二 150. 75 x2x为溶液浓度，质量分数。第1效：k、=1 + 0.142 x x1 =1 + 0.142x0.15=1.0213“ =150.75x12 -2.71x1 = 150.75x0.152 -2.71x0.15 = 2.985tA=仲机 + 沟=1.0213x

15、 139.9 + 2.985 = 145.9 Ci =/A1-zin =145.9-139.9 = 6 C第2效：k2 =1 + 042xx2 =1 + 042x 0.20 = 1.0284m2 = 150.75x22 - 2.71x2 = 150.75 x0.202 - 2.71 x 0.20 = 5.488tA2 =k2tw2 +m2 = 1.0284x119.01 + 5.488 = 127.9 C2 = b - fW2 = 127.9-119.01 = 8.9 C第3效：忍=1 + 0.142 X% =1 + 0.142x0.30 = 1.0426/w3 =150.75x32 -2.7

16、 Lr3I =150.75 xO.3O2-2.7 lx 0.30 = 12.755G =&353+M3=L0426x63.3 + 12.75 = 7&8 CA3 =g tW3 =7&8 63.3 = 15.5 C2. 3. 2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失”某些蒸发器操作时，器内需维持一定的液位，因而液体内部压强大于 液而压强，致使实际沸点较液面为高，两者之差即为因溶液静压强引起 的温度差损失”。为简便计算溶液内部沸点升高按液而及底层的平均压 强几下水的沸点和二次蒸汽压强”下水的沸点差估算。因为管长为三米, 所以选液面高度厶= 2.7 mp“=PJ 弩贝 I：二g+r；式中：P.n蒸发

17、器中液面及底层的平均压强，Pa;对应几下水的沸点，C；P二次蒸汽的压强，Pa；f；对应”下水的沸点，C；P溶液的平均密度，kg/L 液层咼度，m。各效溶液浓度见表2-2：表2-2不同浓度下溶液的密度溶液浓度溶液密度1130.911631219. 11327.9(kg/ m3)第1效:1163x9.81x2.72x1000= 377.1kPa為下对应的水的沸点产141. 3C仏 一。=141.3 139.9 = 1.4C第2效:P?gL2=193.4 +1219lx981x272x1000=209.5匕2下对应的水的沸点2=141. 3CA2 = q”2 -02 =121.5 -119.01 =

18、 2.49 C 第3效：P = p； += 25 + 1327.99.81x2.7 =kPa22x1000凡3下对应的水的沸点仏3=76. 6C=匚3 -03 =76.6-63.3 = 13.3 C2. 3. 3由流动阻力而引起的温度差损失丄在多效蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸气的饱和温度相应降低，取经验值A-=rCo计算数据见表2-3：表2-3 每一效传热温度差损失参数效数A“A*第1效61.41第2效8.92. 491第3效15. 513. 312. 3. 4各效传热温度差/：各效温度差损失： = + +【=6 + 1.4 +1 = 8.4 CA,

19、 =,+,+= 8.9 + 2.49+ 1 = 12.4 C厶二厶A3 = A3 + A5 + A3 = 15.5 + 13.3 + 1 = 29.8 C各效溶液沸点为：t =T,+A1 =139.9 + &4 = 148.3 Cr, =T2 +A2 =119.01+ 12.4 = 131.4 C r3=7； +A3 = 63.3+29.8 = 93.1 CT；、T；、A分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，C 各效传热温度差：儿=%-/ =153.8-148.3 = 5.5 C如=7/ =139.9-131.4 = 8.5 C=T：-r3 =119.01-93.1 = 25.91 C仏

20、、人、丐一分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，C计算结果见表2-4：表2-4结果列表数参 益第一效第二效第三效二次蒸汽温度C139.9119. 0163. 3温度差损失C8.412.429.8溶液沸点C148. 3131.493. 1传热温度差C5. 58. 525.912. 4各效蒸发量Wi传热量Qi2. 4.1各效蒸发量的计算由于水的比热变化不大，可视为定值即5 =4. 187kJ/ (kg C)12%的 NaOH 的比热C”二3. 79kJ/ (kg C)叱=7年+ (FC“-壬叱J)冲qrih-1ri=0.98 -0.7A.V,第1效：原料液为沸点进料，r0=/.，溶液的稀释热

21、越大，热损失系数越小。7 = 0.98 - 0.7x(0.15 - 0.12) = 0.959查表2-1,将数据代入下式:D.2106.6z 、W = 7 = 0.959 x D, =0.941),(a)1 h r；2149.1 11第2效：2 =0.98-0.7心2 = 0-98 - 0.7 x (0.20 - 0.15) = 0.945% = “2怦+(FC” -刚陷)冲r2r2=0.945xW| x2149J +(5527.8x3.79-IV, x487)x W-131.42207.812207.8=0.8897VV, +151.5 (b)第3效：7； =0.98-0.7* = 0.98

22、 - 0.7 x (0.30 - 0.20) = 0.91卑=楓2工 + (FC”-说 C”. _%)斗=0.9122()7 *(5527$ x 3.79 - VV. x 487 -x 4.187) x 12!土竺12594.31-2594.3=0.7177 % - 0.0563+281.5 (c)又因： W二叫+巴+吧二27233.3 kg/h (d) 式中：1、仏一分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数儿、4、心一分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，C 心、；一分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热, kj/kgW、叫、吧一分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量，kg/

23、h、D：、D3 分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，kg/h, 当无额外蒸汽抽出时，D, = VV_,联解式(a)至式(d),可得,=1122. 6kg/h, W2=U50. 3 kg/h, 1=1043.9 kg/h, D, =1194. 3 kg/h2.4.2各效传热量的计算Q=D|f| = 11943x2106.6 =6989kw36000 訴心 1226x2149=67.2kW -3600q =叱=1 囂囂 07.8 = ?505 kwDl一第一效加热蒸汽量，kg/hWi、W:一分别为第一效和第二效水的蒸发量，kg/hr, r；.厂；一分别为第一效.第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热

24、，kj/kg2.4.3计算蒸发器的传热面积由传热速率方程Q=Ky得：S严县传热系数见表2-5：表25不同NaOH溶液浓度的传热系数效数第1效第2效第3效NaOH的质量分数兀0. 150. 200. 30传热系数 , W / (m= C)16001200600则各效蒸发器传热面积为歳=鬻普=79.4，屛,70.2x103=65 7 加1200x8.5nr=_g= 705.5x10- =4S4心比 600x25.910、Q、分别为第一效、第二效和第三效的传热量,WM、4、如一分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，C误差1为65.9-79.46?9=0.204)0.04,误差较大,不符合要求。所

25、以需要进行校核。2. 5计算结果的核算 2. 5. 1有效温差的再分配工M工阳）重新分配有效温度差得A _ c A 工 4 _n 乂5.5 + 8.5 + 25.9- q hq C人 =S zX/1 = 79.4 x 3.5 x= 8.03 U为(SQfJ79.4 x 5.5 + 65.7 x 8.5 + 45.4 x 25.9A 5.5 + 8.5 + 25.9cAf = 心=65.7 x 8.5 x= 10.3 C-工dU)79.4x5.5 + 65.7x8.5 + 45.4x25.9心 =S3厶=45.4 x 25.9 x= 21.6 C工(S3A/J79.4 x 5.5 + 65.7

26、x 8.5 + 45.4 x 25.9纠、/“分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，CS, S3分别为第一效.第二效和第三效蒸发器传热面积，m22. 6重复上述计算步骤 2. 6. 1计算各效料液的浓度由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即= 0.151_ 用。_ 5527.8 x012A* - F-VV, - 5527.8 -1122.6Ev()5527.8 x0.12八小= 0.204 F 函 一 W2 5527.8 -1122.6 11503x3-0. 30x0原料液的浓度F原料液的进料量，kg/h W2一分别为总的、第一效和第二效水的蒸发量，kg/h2.6.2计算各效料液的沸

27、点第3效：因完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视 为恒定，即亠=； + A； + A； = 1.55 + 5.7 +1 = 8.25 C故末效溶液的温度仍为93. TC,即:g=93. 1CT； = G + Ar； =93+ 29.8 =114.7 C第2效：第二效二应次蒸汽的冷凝温度77=114. 7C,水蒸气的汽化潜热 r；=2129. 3kJ/kg,相的压力为 169.4 kPa.k2 =1 + 042xx2 =1 + 042x 0.204 = 1.029弘=150.75x,2 - 2.71x, = 150.75 x 0.2042 - 2.71 x 0.204 =

28、5.72 tA2 =5 +加2 =1.029x114.7+ 5.72 = 123.7 CA2 =rA2 -rw,2 =123.7-114.9 = 9 Cp;a=169.4+1219.1x9.81x2.72x1000= 185.5几2下对应的水的沸点0(117. 6C ；=加一卩=1176 114.7 = 2.9 CA7=rcA2 = A； +A/ +A2 =9 + 2.9 + 1 = 12.9 C第二效溶液的沸点为：2 =丐+亠=114.7+ 12.9 = 127.6 CT； = t2 +/； =114.7 + 12.9 = 137.9 C第1效：第二效二次蒸汽的冷凝温度为“二135. 46C

29、,水蒸气的汽化潜热 r/=2129. 3kJ/kg 相应的压力为 341. 8 kPa.k =1 + 0.142 xx, =1 + 0.142x0.151 = 1.0217M, =150.75x,2 -2.71.Yj =150.75x0.1512 -2.71x0.151 =3.028tA=勺几；+加| =1.021x137.9 + 3.028 = 143.8 CA/ 川一心；=143.8 137.9 = 5.9 C1163x981x272x1000= 357.2為下对应的水的沸点九产139. 5C=加-如=139.5-137.9 = 1.6 CAr=rc i =； + A； += 0.26 +

30、 1.2 + 1 = 2.46 C故第1效溶液的沸点为：r, =T； + A1 =137.9 + &5 = 146.4 C温度差重新分配后各效温度情况见表2-6：表26温度分配表效数参第1效第2效第3效加热蒸汽温度，C7；二 153. 87/二137 97； =114. 7有效温度差/；, C8. 0310.321.6溶液沸点A , C146.4127. 693. 12. 6. 3加热蒸汽用量及各效蒸发量蒸汽温度和汽化潜热见表2-7：表2-7不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参加热蒸汽第1效第2效第3效二次蒸汽压强A/kPa530341.8169.425二次蒸汽的温度T； / C153.8137

31、.9114. 763. 3气 化 潜 热? / (kj/kg)2106. 62129. 32184. 22594. 3第1效:7i = 0.98 一 0.7 x (0 151 - 0.12) = 0.958说=小绰=0.958 x 1；上=0.948 (e) 斤2129.3第2效：“2 =0.980.7心2 = 0-98 -0.7x(0.204 -0.15) = 0.943W严 【举 +(FC。-Cp“.)斗 1尸2GW X2129 3146 4-127 6=0.943x | -+ (5527.8 x 3.79 - 函 x 487) x 2184.22184.2=0.885VV+170(f)第

32、3效：773 =0.98-0.7 Ax3 = 0.98 - 0.7 x (0.30 - 0.2CM ) = 0.913w产加 +(氏”-叫5-罟= 0.913x| V丄? 4-(5527.8x3.79-町 x487-W, x4.187)x 769312594.3-2594.3=0.7162IV2 -0.0508VV, + 254.4 (g)又因 闪=叫+%+冬=3316.7 kg/h(h)弘、弘一分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数心、2、心一分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，C斥、厅、一分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热，kj/kgW、分别为总的、第一效、第二效和第三效

33、水的蒸发量，kg/hD、D：、几、一分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，kg/h,当无额外蒸汽抽岀时，D, = VV_,联解式(e)至(h),可得=1122. 4kg/h, W2=1163. 4kg/h, W3=1030. 9kg/h, D=n83.9kg/h各效传热量的计算c 八 1183.9x2106.607丽92.8KW=,=134x229.3 = 663.9加3600竺= 705.9加 3600D第一效加热蒸汽量，kg/hW:一分别为第一效和第二效水的蒸发量，kg/hr.r；-分别为第一效.第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热,kj/kg2. 6. 4各效蒸发器传热而积计算g| 692

34、.8x10 53 nrQi、Q?、分别为第一效、第二效和第三效的传热量纲、軒一分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，C表28计算结果总表效数第1效第2效第3效冷凝器加热蒸汽温度7；, C153.8137. 9114.763. 3操作压力片,kPa530341. 8169.425溶液温度(沸点)f；, C146.4127. 693. 1完成液浓度暫0. 1510. 2040. 30蒸发量叱，kg/h1122.41163.41030. 9蒸汽消耗量D, kg/h1183. 9传热面积S , m253.953.754.5及第一次计算结果比较，其相对误差为:叫21 =氓1= 0.015 v 0.0

35、4，误差较小，符合要求。计算相对误差均在0.04以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各 效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。S +S? +S3 _ 53.9 + 53.7 + 54.5-丄5 = =33根据要求最终选面积为：S = (l + 10%)x54 = 60/zr计算结果见表2-8：第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计下而就中央循环管式蒸发器为例说明蒸发器主要结构尺寸的设计计 算方法。中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的 直径和高度；加热管及中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。 这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。3.1加热管的选择和管数的初步估

36、计3. 1.1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25X2. 5mm、38X2. 5mm、57X3. 5mm 等几种规格的无缝钢管。一般为加热管的长度为0. 2-6. Omo由于对工厂 等综合因素的考虑，本设计选用管长L二3m,038X2. 5mm的无缝钢管。由以下初步估计所需的管子数n”= 174 (根)矶(L-0)34x38x10-3x(3-0.1)式中：s蒸发器的传热面积，”，由前面的工艺计算决定。“加热管的外径，加。L加热管的长度，加。因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占的传热而积，则计算管子 数“时的管长应取(L-O.l) mo3. 1. 2循环管的选择循环管的截面积

37、是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。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%。加热管 的总截面积可按”计算，循环管内径。表示，贝山Dt =x0.6 xdt = Jl74x0.6 x0.038 = 389 mm对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。本设计选取管子的直 径为0426x14mm,循环管管长及加热管管长相同均为3川。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。加热管在管板上的排列方式又三角形、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

38、热管外径的1.251.5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。表3-1摘录了管心距的数据加热管外径do19253857管心距t, mm25324870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 束中心线上管束代.，管子按正三角形排列时：亿=i.iV7；管子按正方形排 列时：nc =1.977，式中：n 总加热管数.初估加热管内径用 0=认-1)+2式中”=(1-1.5城。然后用容器公称直径，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

39、估值， 如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至适合为止。壳体内径的 标准尺寸列于表3-2中，以供参考。表3-2壳体内径的标准尺寸壳体内径mm400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚mm8101214经过作图，排列的加热管数为181根，大于计算的管数(174根),实际管数大于初估值，符合要求。正三角形排列初步估算加热室内径，取()=38 nun / = 48 mm=1.5( =1.5x38=57nc = 1.1J174 = 15D = t(nc -1) + 2/? =48x(15-1)+2 x 57 = 786 mm取 D二900mm3. 1. 4分离室直径

40、及高度的确定分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又及二次 蒸汽流量及蒸发体积的强度有关。分离室体积的计算：3600 pUm2式中：闪一_为某效蒸发的二次蒸傩，kg/h。-某效蒸发的二次蒸汽密度，KU 一一取 1.3 m3 /(w3-5)水蒸汽密度见表3-1：表3-1 不同压强下水蒸汽的密度效数加热蒸汽第1效第2效第3效二次蒸汽压强(KPa)530341.8169.425蒸汽密度(kg/ m3 )2.81771. 86520. 91960. 1608V, = = 0.129 加36003600 x 1.8652 xl.3= 0.271163 .4一 吧3600 p 卫3600 x

41、 0.1608 xl.3空竺= 1373600 xO.l608 xl.3所以，V取1.37九取 H： D=2V = -xD2H4-x)3x2 = 1.374) = 1000 mmH = 2000 mm对中央循环管，其分离室高度不小于1.8?，以保证足够的雾沫分离高 度。分离室直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现 象严重。3. 2接管尺寸的确定3. 2.1溶液的进岀口管对并流三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话， 根据第一效溶液流量确定接管。溶液的适宜流速按强制流动 (u=0. 8-1.5m/s)考虑，设计上进出口直径可取为一致。根据进料液的浓度x=0. 12查表

42、得对应密度为1130. 9kg/,适宜流速u二1. Om/s.溶 液 进 岀 口mmd _ ；4Vv _ I 4F _ j 4x5527.8_ 仁(_ 石pmi x3600 _ 1130.9x3.14x1.0x3600 _根据管规格，选取*50X4. Omm的不绣钢管。核算流速u：4Fml s4x5527.8.1130.9 x 3.14 x 0.0422 x 3600所选的不绣钢管符合要求。3. 2. 2加热蒸汽及二次蒸汽接管(1)加热蒸汽D由表3-1查得加热蒸汽的密度P =2. 8177kg/m3，u=40m/s=118125 =420 2 的 hp 2.8177=61 mm3600 x3.

43、14x404x420.2(2)第1效二次蒸汽W1由表3-1查得加热蒸汽的密度P 1=1. 8652kg/m3, u=40m/s4匕mi4x601.8”=73 nun x3.14x40(3)第2效二次蒸汽W2由表3-1查得加热蒸汽的密度P 2=0. 9196kg/, u=40m/s泊牆T265.1小V mt V3600 x34x40(4)第3效二次蒸汽W3由表3-1查得加热蒸汽的密度P 3=0. 1608kg/m3, u=70m/sY mi V 3600 x3.14x70所以，加热蒸汽和前两效二次蒸汽的流速取u=40m/s,第3效二次蒸 汽的流速取u=70m/s,最后加热蒸汽和二次蒸汽的接管取4

44、)194 X 8mm的不 锈钢管。510 KPa 下，T二 1524c时， = 914.696 kg/m3 3. 2. 3冷凝水出口管(1)第1效冷凝水153. 8 C , P冷凝水的流量Dl=1183. 9kg/h,冷凝水温度=913. 3怨/加nr / hDx 1183.9V =$ P 913.34匕4x1.3d =mixl.2x3.14 2(2)第2效冷凝水冷凝水的流量Wl=1122. 4kg/h冷凝水温度137. 9 C , P-927. 9 kg/nfyz厂比二竺41.2 p927.9=19 nun3.14x3600 xl.24x1.2(3)第3效冷凝水冷凝水的流量W2=1163.

45、4kg/h冷凝水温度114.7 C , P-947. 3 kg/nr叱 1163.4 万947.3= 1.234x1.23=19 nun3.14x3600 xl.2综上计算：取d = d max = 20 nun选择025x2.5mm的不锈钢管。第四章蒸发器装置的辅助设备的设计蒸发装置的设备主要包括气液分离器和蒸汽冷凝设备，还需要真空 泵，疏水器等辅助设备。4.1气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽在分离室得到了初步分离, 但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，还需设置气液分离设备, 以使雾沫中的液体凝聚及二次蒸汽分离，故气液分离器又称除沫器。其类型较多，在分离室顶部设置的有简易式，惯性式及网式除沫器等，在 蒸发器外部设置的有折流式，旋流式及离心式除沫器等。惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变方向时，液滴因 惯性作用而及蒸汽分离，它的结构比较简单。因此，本次设计采用惯性 式除沫器。惯性式除沫器主要尺寸的计算：a: D2 : )3 = 1:1.5 : 2H = D.巾=(0.4 - 0.5)0式中：口)-为二次蒸汽的管径，加；D厂-为除沫器内管的直径，