-三效蒸发器设计说明.doc

22 / 24目录第一章 前言2§1.1 概 述 2§1.1.1蒸发与蒸发流程 2§1.1.2蒸发操作的分类 2§1.1.3 蒸发操作的特点2§1.1.4蒸发设备蒸发器3§1.1.5蒸发设备的要求3§1.1.6 蒸发设备的选型 4第二章 蒸发器装置设计任务4§2.1设计题目4§2.2设计任务与操作条件4§2.3设备型号5第三章 蒸发工艺设计计算5§3.1各效蒸发量和完成液浓度的计算 5§3.2各效溶液沸点和有效温度差确实定 6§3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失7 §3.2.2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失7§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8§3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 8§3.4蒸发器的传热面积10§3.5有效温差的再分配10§3.5.1重新分配各效的有效温度差10§35.2重复上述计算步骤11§3.6计算结果列表 13第四章 蒸发器工艺尺寸计算13§4.1加热管的选择和管数的初步估计13§4.1.1加热管的选择和管数的初步估计13§4.1.2循环管的选择14§3.1.3加热室直径与加热管数目确实定14§4.1.4别离室直径与高度确实定14§4.2 接收尺寸确实定15§4.2.1 溶液进出15§4.2.2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 16§4.2.3 冷凝水出口 16第五章 蒸发装置的辅助设备16§5.1气液别离器16§5.2蒸汽冷凝器16§5.2.1冷却水量 17§5.2.2计算冷凝器的直径17 §5.2.3淋水板的设计17§5.3泵的选型17§5.3.1离心泵的选择17§5.3.2预热器的选择 18第六章 主要设备强度计算与校核18第七章 参考文献19第八章 课程设计心得20符号说明希腊字母：c比热容，KJ/(Kg.h)对流传热系数，/m2.d管径，m温度差损失，D直径，m误差，D加热蒸汽消耗量，Kg/h热损失系数，f校正系数，阻力系数，F进料量，Kg/h导热系数，/m2.g重力加速度，9.81m/s2粘度，Pa.sh高度，m密度，Kg/m3H高度，m加和k杜林线斜率系数K总传热系数，W/m2.L液面高度，m下标：1,2,3效数的序号，0进料的L加热管长度，mn第n效L淋水板间距，mi侧n效数m平均p压强，Pao外侧q热通量，W/m2p压强Q传热速率，Ws污垢的r汽化潜热，KJ/Kgw水的R热阻，m2./Ww壁面的S传热面积，m2W蒸发量，Kg/ht管心距，mW质量流量，Kg/hT蒸汽温度，上标：二次蒸汽的u流速，m/s上标：因溶液蒸汽压而引起的U蒸发强度，Kg/m2.h上标：因液柱静压强而引起的V体积流量，m3/h 上标：'：因流体阻力损失而引起的x溶剂的百分质量,第一章 前言§1.1 概述§1.1.1 蒸发与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局部杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。蒸发的目的是为了使溶液中的溶剂汽化，故溶剂应具有挥发性而溶液中的溶质那么是不挥发的。蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性质的水溶液，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，用于获取固体产品。3、 脱除杂质获得纯净的溶剂或半成品。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为一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。§1.1.2蒸发操作的分类按操作方式可分为连续式或间歇式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作过程。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，假设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。假设把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把假设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、加压和减压蒸发。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汽加以利用。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，而后效那么在真空下操作。§1.1.3 蒸发操作的特点从上述对蒸发过程的简单介绍可看出：常见的蒸发，实质上是在间壁两侧分别有蒸汽冷凝和液体沸腾的传热过程。所以，蒸发器也就是一种换热器。然而，与一般的传热过程相比，蒸发需要注意以下特点。(1) 沸点升高 蒸发的物料是溶有不挥发性的溶质的溶液，又乌拉尔定律可知；在一样温度下，其蒸汽压较纯溶剂为低，因此，在一样压力下，溶液的沸点就高于纯溶剂的沸点。当加热蒸汽温度一定时，蒸发溶液时的传热温度差就比蒸发纯溶剂时为小，而溶液的浓度越大，这种影响也越显著。(2) 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汽。(3) 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结垢或者析出结晶；有些热敏性物料在高温下易分解变质等。如何根据物料的这些特性和工艺要求，选择适宜的蒸发方法和设备，也是蒸发所必须考虑的问题。4蒸发设备蒸发器  蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，局部气化，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别离。   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：使液沫进一步别离的除沫器，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00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，蒸发器溶液浓度根本一样，接近完成液的浓度且操作稳定。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(2)单程型蒸发器  特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进展循环。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，外表传热系数较大。但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。A升膜式蒸发器B降膜式蒸发器C刮板式蒸发器5 蒸发设备的要求蒸发设备的种类很多，但无论何种类型的蒸发设备，在构造上必须有利于过程的进展。因此设计蒸发设备时应考虑以下几个因素：1、尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证设备具有较大的传热系数2、能适应溶液的某些特性，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等；3、能完善汽化、液的别离；4、能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。从机械的工艺性、设备的投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备的设计还应满足以下几项要求：1、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理；2、设备的检修和清洗方便，使用寿命长；3、有足够的机械强度。6 蒸发设备的选型本次设计要求采用的是三效中央循环管式蒸发器：在选型时应考虑的主要因素有：1、料液的性质；2、工程技术要求，如处理量、蒸发量，安装现场的面积和高度、连续或间歇生产等；3、利用的热源的冷却的情况；4、物料的黏度随蒸发过程中溶液温度、浓度的变化情况等。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。当管液体被加热沸腾时，中央循环管气液混合物的平均密度较大；而其余加热管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外表传热系数，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14m；加热管径多为2575mm之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.40.5m/s以下；蒸发器溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。第二节 蒸发装置设计任务§2.1设计题目 NaOH水溶液蒸发装置是设计§2.2设计任务与操作条件 1设计任务 处理量Fo：34000Kg/h 料液浓度Xo：12% 质量分率 产品浓度X3; 50% 质量分率 加热蒸汽温度T1s： 175.1 。 末效冷凝器的温度T3s: 60.1 。 2操作条件 加料方式： 三效并流加料 原料液温度： 25。 各效蒸发器中溶液的平均密度： 加热蒸汽压强：850KPa 绝压 冷凝器压强为： 20KPa 绝压 各效蒸发器的总传热系数：K1 =3100W*m2 K-1 K2 =2400W*m2 K-1 K3=1600W*m2 K-1 传热面积相等§2.3设备型号：中央循环管式蒸发器第三章蒸发工艺设计计算P2P3P1W1 T1 H1W2 T2 H2W2W2W3 T3 H3D, T1S, H1SD1sT1sD2sT2st3 x3 c3 h3 L3D3s h3s F ,x 0, t0, c0,h0t1,x 1,c 1L1 h1L2h2t2x2c2t3x3c3图1 三效并流蒸发器§3.1 各效蒸发量和完成液浓度的计算三效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算与传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气的消耗量、各效溶剂蒸发量以与各效的传热面积。计算的参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法：（1） 根据工艺要求与溶液的性质，确定蒸发的操作条件如加热蒸气压强与冷凝器的压强，蒸发器的形式、流程和效数。（2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。（3） 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。（4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。5根据传热速率方程计算各效的传热面积。假设求得的各效传热面积不相等，那么应按下面介绍的方法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误差小于5%为止。物料衡算：由 FX0 =F WX3 得 W = FFX0/X3代入数据计算总蒸发量:并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设W1：W2：W3： = 1：1.1：1.2而W=W1+W2+W3=3.3W1=258400kg/h由以上三式可得：W1=7830.3kg/hW2=8613.33kg/hW3=9396.36 kg/h再由公式 FX0 = FW1W2WiXi (i 2)得：X1 =X2 =X3 =0.5 §3.2各效溶液沸点和有效温度差确实定各效的二次蒸汽压使用经验公式估算，最简便的估算方法是设各效间的压强降相等，那么总压强差为：各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强：P1/= P1Pi= 573KPaP2/ = P12Pi=296 KPa P3/= P13Pi = 20KPa由各效的二次蒸汽压强从化工原理第三版上册附录8.9查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中第一效第二效第三效二次蒸汽压强Pi/(KPa)57329620二次蒸汽温度 Ti/()(即下一效加热蒸汽温度)156.8132.860.1二次蒸汽的汽化潜热(即下一效加热蒸汽的ri/)209721692355多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：有效总温度差.式中-有效总温度差，为各效有效温度差之和，。-第一效加热蒸气的温度，。 -冷凝器操作压强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，其中式中- 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，-由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失，-由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，§3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失/根据Ti/(即相间压强下水的沸点)和各效完成液浓度xi由化工原理 P252 NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点分别为:那么各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为得：§3.2.2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失为简便起见，日夜部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算：式中Pav蒸发器中液面和底层的平均压强，P/二次蒸气的压强，即液面处的压强， 溶液的平均密度，-液层高度g-重力加速度，根据.取液位高度为2由 NaOH水溶液比重图可得以下数据:NaOH水溶液密度(Kg/m3)根据各效溶液平均压力从化工原理第三版上册敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋主编P226查得对应的饱和溶液温度为:根据： /= T/Pav- T/i式中 -根据平均压强求取的水的沸点，-根据二次蒸汽压强求得水的沸点所以：/1= -/1=/2=/3=/1 +/2+/3=0.8+1.4+12.5=11§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 而引起的温度差损失即为，根据经验其值1, 1/ =2/ =3/=0。那么故蒸发装置总的温度差损失为：69.3溶液的沸点： 所以各效溶液的的温度：从化工原理第三版上册附录九查得850KPa饱和蒸汽的温度为172.8，汽化潜热2044 KJ/Kg有效总温差=(Ts- Tk/) 一 =172.7-60.1-69.3=43.4§3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算第i效的焓衡算式为：有上式可求得第i效的蒸发量.假设在焓衡算式计入溶液的能缩热与蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数一般溶液的蒸发，可取得0.94-0.7x式中x为溶液的浓度变化，以质量分率表示。 第i效的蒸发量的 计算式为式中 -第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时=- 第i效加热蒸气的汽化潜热 -第i效二次蒸气的汽化潜热-原料液的比热 -水的比热，-分别为 第i效与第i-1效溶液的沸点-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3-2联解而求得：由相关手册查得 KJ/(Kg.) KJ/(Kg.)第一效的焓衡量式为 ： =0.9549D1 =0.9308D1(1)同理第二效的热衡算式为:W2=2=0.98-0.7(x2-x1)=0.98-0.7(0.2324-0.1559)=0.9265所以 KJ/(Kg) KJ/(Kg) KJ/(Kg.) KJ/(Kg.)=0.8592+ 1093.27 (b)第三效的热衡算式为: W3= 3=0.98-0.7(x3-x2)=0.98-0.7(0.50-0.2324)=0.7927 KJ/Kg KJ/KgW3=0.6799W20.05019 W1+1504(c)又 W1+ W2+ W3=25840 (d)联立以上方程式得： D1 =10100 Kg/hW1=9401Kg/hW2=9171Kg/hW3=7268Kg/h§3.4蒸发器的传热面积任意一效的传热速率方程为： Si= () 得到：Qi第i效的传热速率，W Ki第i效的传热系数，W/m2*第i效的传热温度差，Si第i效的传热面积，m2在三效蒸发中，为了便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器；即 S1=S2=S3=S各效蒸发器的总传热系数：K1=3100W*m2*K-1 K2=2400 W*m2*K-1 K3=1600 W*m2*K-1Q1=D1r1=101002044103/3600=5.73106 W S1=264m2Q2=W1r2=94012097103/3600=5.48106WS2=200m2Q3=W2r3=91712169103/3600=5.52106 WS3=m2误差为： 1- =1-=0.4318误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。§3.5有效温度的再分配平均传热面积：=§3.5.1重新分配各效的有效温度差：=10.60=13.10=19.80§3.5.2重复上述计算步骤一计算各效溶液浓度X1= =0.1659X2=0.2644X3=0.5二计算各效料液的温度末效溶液沸点和二次蒸汽压强保持不变,各种温度差损失可视为衡值，故末效溶液的温度为87.8,而t3 =19.8 那么第三效加热蒸汽温度即第二效二次蒸汽温度为=87.8+19.8=107.6由于第二效二次蒸汽温度为(107.6)与第二效料液的浓度(0.2644)查杜林线图, =131 .所得第二效料液的温度为=131+1.4+1=132.4同理:T2=T1/ =t2+t2/t3/ =132.4+13.1=145.5由于T1/ =145.5，X1=0.1659查杜林曲线得：=162=162+0.8=162.8 说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效总温度差不变,即=43.4 以上计算结果总结如下:效数第一效第二效第三效加热蒸汽温度,T1=172.8T1/=145.5T2/=107.6有效温差,()t1/=10.6t2/=13.1t3/=19.8料液温度(沸点),()162.8132.487.8三各效的热量衡算: 二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度Ti/()温度 如下表： 查附录九：效数第一效第二效第三效二次蒸汽温度Ti/()145.5107.660.1二次蒸汽的汽化潜热KJ/kg2135.92238.72355第一效： =0.980.7×0.1659-0.12=0.9479W1= =00.9479=0.9071第二效： 2=0.98-0.7(xi-xi-1)=0.980.7×(0.2644-0.1659) =0.9116W2=0.9116=0.8185W1+1521.4第三效： 3=0.98-0.7(xi-xi-1)=0.98-0.7(0.5-0.2644)=0.8158W3=0.8158=0.7102W2+1936.8-0.06464W1因为：W1+ W2+ W3=25840Kg/h得: D1=10056Kg/h得：W1=9121.8Kg/hW2=8987.6Kg/hW3 =7730 Kg/h与第一次热量恒算所得结果进展比拟的误差W1=9401 =0.031<0.05W2=9171 =0.020<0.05W3=7268 =0.049<0.05计算相对误差均在0.05以下.故各效蒸发量的计算结果合理 。其各效溶液浓度无明显变化,不需要重新计算。四计算各效传热面积Q1=D1r1=100562044103/3600=5.71106 W=10.6 S1=5.71106/(310010.6)=173.8 m2Q2 =W1r1=9121.82135103/3600=5.46106 W=13.10S2=173.6 m2Q3=W2r3=89872238103/3600=5.53106 W=19.80S3= m2误差为： 1- =1-=0.007在允许的误差围，所以误差允许取平均面积的S=(173.6+174.6+1173.8)/3=174§3.6计算结果列表效数123冷凝器加热蒸汽温度()172.78156.8132.860.1操作压强Pi/ (KPa)5732962020溶液沸点ti165.8145.4107.8完成液浓度(%)16.5926.4450.00蒸发水量Wi Kg/h9121.88987.67730.6生蒸汽量D1 Kg/h10056传热面积Si m2173.8173.6174.6注：表中Pi/ 按T1/ =T2 =156.8查得, P2/按T2/ =T3 =132.8查得第四章 蒸发器工艺尺寸计算蒸发器的主要结构尺寸我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。§4.1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蒸发器的加热管通常选用38×2.5 mm 无缝钢管。加热管长可选取短管23m；中等管34m。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难易程度、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=3 m 38×2.5 mm，可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n，根式中S=-蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定优化后的面积；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，所以管长应用L0.1m.§4.1.2循环管的选择循环管的 截面积是根据使循环阻力尽量减小的原那么考虑的。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n计算。循环管径以D1表示，那么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80%mm循环管的管长与加热管相等，循环管的外表积不计入传热面积中。循环管规格为818×20mm，求得n=768根§4.1.3加热室直径与加热管数目确实定 加热室的径取决于加热管和循环管的规格、数目与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拟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，目前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，相应的管心距那么是定值。我们选用的设计管心距是： 确定加热室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，nc=1.1；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b,式中b=(11.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个径作为加热室径并以该径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图的管数n必须大于初值n，如不满足，应另选一设备径，直至适宜为止。由于加热管的外径为38mm，可取管心距为48mm；以三角形排列计算， b=(11.5)d0=1.5d0，Di=t(nc-1)+2b=4831-1+2381.5=1554mm，壁厚为12mm；所以加热是壳体径为1600mm，壁厚12mm§4.1.4别离室直径与高度确实定别离室的直径与高度取决于别离室的体积，而别离室的体积又与二次蒸汽的体积流量与蒸发体积强度有关。别离室体积V的计算式为：式中V-别离室的体积，m3; W-某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; P-某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m3 ， U-蒸发体积强度，m3/(m3*s);即每立方米别离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为U=1.11.5 m3/(m3*s)根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度U的数值围选取一个值，即可由上式算出别离室的体积。一般说来，各效的二次蒸汽量不一样，其密度也不一样，按上式计算得到的别离室体积也不会一样，通常末效体积最大。为方便起见，各效别离室的尺寸可取一致。别离室体积宜取其中较大者。确定了别离室的体积，其高度与直径符合关系，确定高度与直径应考虑一下原那么：1别离室的高度与直径之比H/D=12。对于中央循环管式蒸发器，其别离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫别离高度。别离室的直径也不能太少，否那么二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。(2)在条件允许的情况下，别离室的直径尽量与加热室一样，这样可使结构简单制造方便。3高度和直径都适于施工现场的安放。现取别离室中U=1.5m3/m3s； m3所以 m3由 V=D2H/4 求得：H=3.6M,，D=1.9M§4.2接收尺寸确实定流体进出口的径按下式计算：m式中 -流体的体积流量 m3/s ；U-流体的适宜流速 m/s ，估算出径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。取DN=100mm§4.2.1溶液进出口 于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，假设各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接收。取流体的流速为0.1m/s；m取管104×4mm规格管。 10-3 实际U=0.806m/s§4 .2.2加热蒸气进口与二次蒸汽出口 加热二次蒸汽进口接收径 ：生蒸汽与各效二次蒸汽体积流量如下： m3/h m3/h m3/h m3/h因此加热二次蒸汽进口接收径可按：V2=8840 m3/h。取U=30m/s m 所以取350X12.5mm 二次蒸汽出口接收径取DN=850mm，取85015×4mm。§4.2.3冷凝水出口 冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接收直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。 U=1.0m/sm 所以取90×4mm规格管第五章、蒸发装置的辅助设备§5.1气液别离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽别离，故气液别离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，其工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽别离。惯性式除沫器的主要尺寸可按以下关系确定：D0D1 =818mm D1:D2:D3=1：1.5:2 H=D3 h=0.40.5D1除沫器外罩管的直径D2=1.5D1=1.5×818=1277mm除沫器外壳的直径D3=2D1=2×818=1636mm除沫器的总高度 H=D3=1636mm除沫器管顶部与器顶的距离h=0.47D1=0.47×818=384.5mm为了方便取h=385mm§5.2蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进展热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。现采用多孔板式蒸汽冷凝器：冷凝负荷 可取冷却水温度为30°C冷凝压力为20Kpa,冷凝蒸汽流量W3=7730.6 kg/h。查图得X=39kg/m3蒸汽冷凝器直径根据冷凝蒸汽流量W3=7730.6 kg/h和冷凝压力20 Kpa.查图4-21得冷凝器直径为680mm。§5.2.1冷却水量根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表可查得。-冷却水量m3/h； -所需冷凝的蒸汽量，Kg/h实际取 m3/h§5.2.2计算冷凝器的直径进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径 取D=850mm§5.2.3淋水板的设计(1) 淋水板数： D>500mm,淋水板取79块 (2) 淋水板间距： L末0.15m取 L7=0.15L6=L7/0.7=0.15/07=0.21mL5= L6/0.7=021/0.7=0.30mL4= L5 /0.7=0.30/0.7=0.43m L3= L4/0.7=0.43/0.7=0.61m L2= L3/0.74=0.61/0.7=0.87m L1= L2/0.74=0.87/0.7=1.24m L0= L1/0.7=1.24/0.7=1.76<D+(0.150.3)m 所以取： L0=1.76m L1=1.24mL2=0.87 m L3=0.61m L4=0.43m L5=0.30m L6=0.21m L7=0.15m3弓型淋水板的宽度：最上面一块 =0.80.9D，其他各淋水板B=D/2+0.05 m=0.8680，取=544mm，其余取 B