内蒙古工业大学化工原理课程设计

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！
目录
第一单元工艺流程设计方案的确定 (3)
1.1加蒸汽操作压强的确定 (3)
1.2冷凝器操作压强的确定 (3)
1.3蒸发器类型的选择 (3)
1.4蒸发效数的确定 (3)
1.5蒸发流程的确定 (4)
1.6进料状况 (4)
第二单元蒸发过程的工艺计算 (4)
2.1 各效蒸发量和完成液组成的估算 (5)
2.1.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 (5)
2.1.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差 (6)
2．2 计算各效温度差损失Δ
i 、传热温度差Δ
i
t及传热面积S (6)
2.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失
i
∆' (6)
2.2.2计算由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失
i
∆'' (7)
2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失∆''' (8)
2.2.4 计算传热温度差Δ
i
t (8)
2.2.5 加热蒸汽消耗量以及各效蒸发水量的初步计算 (9)
2.2.6计算传热面积 (10)
2.3 重新计算过程 (10)
2.3.1 有效温度差的重新分配 (10)
2.3.2 重新求算各效溶液沸点 (11)
2.3.3 计算各效蒸汽用量及各效蒸发量 (12)
2.3.4 计算各效传热面积 (13)
第3单元蒸发器工艺尺寸的设计 (13)
3.1 加热管的选择和管束的初步估计 (14)
3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计 (14)
3.1.2 循环管的选择 (14)
3.1.3 加热室直径及加热管数目的确定 (15)
3.1.4 分离室直径与高度的确定 (16)
3.2接管尺寸的确定 (17)
3.2.1溶液的进出口 (17)
3.2.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口 (17)
3.2.3冷凝水出口 (18)
第4单元设蒸发装置辅助备的设计 (18)
4．1气液分离器 (18)
4.2蒸汽冷凝器 (19)
4．2．1冷凝器主要类型 (19)
4．2．2冷凝器的设计与选用 (20)
4．2．2．1工作水量的计算 (20)
4.2.2.2 喷射器结构尺寸计算 (21)
第5单元设计结果汇总 (23)
5.1 蒸发器整体设计参数 (23)
5.2 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
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=650kPa。

1.2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20kPa。

1.3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。

1.6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：①根据设计条件，初步估算各效蒸发量和完成液的浓度；②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③计算各效的有效温差；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。

2.1 各效蒸发量和完成液组成的估算
本设计的操作条件是：
（1）NaOH 水溶液处理量69kt/a ，原料液的浓度为10%。

完成液浓度为32%；用三效并流蒸发装置，每小时将8625 kg 浓度为10%的NaOH 浓缩为32%，原料液温度为第I 效的沸点。

（2）加热蒸汽压强为650kPa ，冷凝器的压强为20kPa 。

（3）各效蒸发器的总传热系数：1K =1500 W /（2m ·℃） ，2K =950 W /（2m ·℃） ，
3K =600 W/（2m ·℃）。

2.1.1 估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=301x x F W
W :蒸发出的水的总量，F 原料液流量，0x 原料液初始浓度，3x 完成液浓度。

8000
1000
100069⨯⨯=
F ＝8625h kg
W =5929.69h kg
假设各效蒸发量相等，即1W ：2W ：3W =1：1.1：1.2
W W W W =++321
3.369
.59293
.31=
=
W W =1796.88 kg/h 57.197688.17961.11.112=⨯==W W kg/h
26.215688.17962.12.113=⨯==W W kg/h
因而初估各效完成液的浓度为：
i x ＝i
W W W F Fx ---210
第I 效完成液的浓度：1x ＝
1
0W F Fx -＝1263.012.179686251
.08625=-⨯ 第II 效完成液的浓度：2x ＝
2
10W W F Fx --＝88.179657.197686251.08625--⨯＝0.1778
第III 效完成液的浓度：3x ＝0.3200
2.1.2 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i p 和冷凝器操作压强n
p '是已知的，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p ∆为：
p ∆＝
n
p p n '
1- p ∆＝
3
20
650-a kp ＝210kPa ； 1
p '＝1p －p ∆＝650-210a kp ＝440kPa ； 2p '＝-1p p ∆2＝650－2×210a kp ＝230kPa ； 3
p '＝-1p p ∆3＝650－3×210a kp ＝20kPa 。

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
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 二次蒸汽的压力i p '，kPa 408.33 216.66 25 二次蒸汽的温度T ',℃
144.510
121.789
64.973
2.2 计算各效温度差损失Δi 、传热温度差Δi t 及传热面积S
各效温差损失：i i i i ∆'''+∆''+∆'=∆
2.2.1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i x ，由NaOH 水溶液浓度查得各效蒸发器中溶液的平均密度如表2-2。

表 2-2 各效二次蒸发器中溶液的平均密度
[]
2
效次 Ⅰ Ⅱ
Ⅲ 溶液的浓度 12.63% 17.78% 32% 溶液的密度 kg/m 3
1090
1140
1340
对于NaOH 水溶液可采用杜林经验公式计算i ∆'：
i ∆'＝A t '－w t ' A t '＝k w t '+ m
A t '为一定压强下水溶液的沸点
w
t '为对应压强下水的沸点
k=1+0.142i x
m=150.752
i x -2.71i x
i x －各效完成液浓度。

经计算得：
1A t =148.0336℃
2A t =131.2098℃ 3A t =77.3981℃
故： 1
∆'=1A t -1T '=148.0336-143.4=4.634℃ 2∆'=2A t -2T '=131.2098-123.800=7.4098℃ 3∆'=3A t -3T '=77.3981-60.1=17.2981℃
所以:∑∆'=1∆'+2∆'+3∆'=4.634+7.4098+17.2981=29.342℃
2.2.2计算由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失i ∆''
p pmi i t t '-=∆''，2
gL
p p i i mi ρ+
'=
查表得出在各个状态下溶液的平均密度为31/1090m kg =ρ，32/1140m kg =ρ，
33/1340m kg =ρ。

得出： kPa gL
p p m 802.46726
.281.9090.14402
11
1=⨯⨯+
=+'=ρ；
kPa gL
p p m 538.2442
6
.281.9140.12302
22
2=⨯⨯+
=+'=ρ；
kPa gL
p p m 089.372
6
.281.9340.1202
33
3=⨯⨯+
=+'=ρ。

由平均压力可查得对应的饱和温度为：
4.1431=pm t ℃，8.1232=pm t ℃，1.603=pm t ℃ 所以72.14.143
5.149111
=-='-=∆''T t pm ℃ 5.28.1233.126222
=-=''-=∆''T t pm ℃， 7.101.608.70333=-='-=∆''T t pm ℃。

2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失∆'''
取经验值1℃，即:1321=∆'''=∆'''=∆'''℃
故: 354.7172.1634.4111
1=++=∆'''+∆''+∆'=∆℃； 910.1015.24098.72222=++=∆'''+∆''+∆'=∆℃； 998.2817.102981.173333=++=∆'''+∆''+∆'=∆℃。

2.2.4 计算传热温度差Δi t
各效传热温度差计算式为
i i i t T t -'=∆-1，i i
i T t ∆+'= 式中：i T '－第i 效二次蒸汽的温度；
i t －第i 效溶液的沸点。

754.150354.74.143111=+=∆+'=∑T t ℃ 946.10754.1507.16111=-=-=∆t T t ℃；
71.134910.108.123222=+=∆+'=∑T t ℃
29.1171.134146212=-=-'
=∆t T t ℃
098.89998.281.60333=+=∆+'=T t ℃
902.42098.89132323=-=-'=∆t T t ℃ 将各效溶液的沸点列于下表2-3 。

2.2.5 加热蒸汽消耗量以及各效蒸发水量的初步计算
第Ⅰ效：
因沸点进料，故 0t =1t
热利用系数=1η0.98－0.71x ∆=0.98－0.7（12.63%－10%）=0.9616
查水蒸气表得:压力为650KPa 的加热蒸汽的汽化热1r =2081.3kg kj , 1t =161.7℃的二次蒸汽的汽化热1r '=2115.2kg kj 。

则1W = 1111r r D 'η= 12
.21153
.20819616.0D ⨯=0.94621D ① 第Ⅱ效:
热利用系数2η=0.98－0.72x ∆=0.98－0.7（17.78%－12.63%）=0.944
第Ⅱ效中溶液沸点2t =134.71℃的二次蒸汽的汽化热2r '=2164.1kg kj ，无额外蒸汽引出，12r r '≈=2115.2kg kj ，已知kj c p 77.30=/( kg·℃)，kj c pw 187.4=/( kg·℃)。

则：1
22[W W η=+'22r r ()10pw p c W Fc -221r t
t '
-] =0.93[1
W +1
.21642
.2115（8625⨯3.77-4.1871W ）
1.216471.134784.150-] =0.87021W +228.004 ②
第Ⅲ效:
热利用系数3η=0.98－0.7∆3x =0.98－0.7（32%－17.78%）=0.8805
第Ⅲ效中溶液沸点3t =89.098℃的二次蒸汽的汽化热3r '=2285.2kg kj ，无额外蒸
汽引出，23r r '≈=2164.1 kg kj ,则
2
33[W W η=+'
33r r ()310pw pw p c W c W Fc --332r t t '-)]
=0.8805[2
W +2
.22851
.2164（8625⨯3.77－4.1871W 4－4.1872W ）
2.2285098.8971.134-] =0.76012W －0.07371W +571.46 ③
1W +2W +3W =W =5929.69，联立①②③得出：
1D =2131.40h kg ，1W =2016.73h kg ，2W =1982.96h kg ，3W =1930.28h kg 。

2.2.6计算传热面积
1S =111
t K Q ∆=1
111t K r D ∆=2395.73946.1015003600/103.208122.2100m =⨯⨯⨯
2S =222t K Q ∆=2
211t K r W ∆'=2348.11029.119503600
/102.211573.2016m =⨯⨯⨯
3S =
333t K Q ∆=3
322t K r W ∆'=2331.46902.426003600
/101.216496.1982m =⨯⨯⨯
误差为%08.5848
.11031
.4611max min =-=-
=S S ε＞%4，误差较大，应调整各效的有效温度差，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
S =
m t t S t S t S ∑∆∆+∆+∆332211=225.61138
.65902
.4231.4629.1195.104946.1095.73m =⨯+⨯+⨯
1
t '∆=11
t S S ∆=22.13946.1025.6195.73=⨯℃ 2t '∆=22t S S ∆=35.1929.1125.6195
.104=⨯℃ 3
t '∆=33
t S S ∆=44.32902.4225
.6131.46=⨯℃ 重复上述计算过程：
1x ＝
1
0W F Fx -＝%05.1373.20168625%108625=-⨯ 2x ＝
2
10W W F Fx --＝%65.1831.4625%108625=⨯
3x =32%
2.3.2 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=3t 940.119℃，则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效二次蒸汽
的温度）为7096.1175906.23119.943
323=+='∆+='=t t T T ℃。

i ∆'＝A t '－w t '
A t '＝k w t '+ m
A t '为一定压强下水溶液的沸点
w
t '为对应压强下水的沸点
k=1+0.142i x m=150.752
i x -2.71i x
i x －各效完成液浓度。

1878.02=x
k=1+0.142i x =1+0.142⨯0.1878=1.0267
m=150.752
i x -2.71i x =150.758078.41878.071.21878.02=⨯-⨯
A t '＝k w t '+ m=1.02676602.1258078.411707096=+⨯℃
7712.1291111.36602.125222=++=∆'''+∆''+'=A t t ℃
同理可得 0589.1501=t ℃
第一效的温度也可由t T t '∆-=11=158.7-9.4529=149.2471℃ , 说明溶液的各种温度损失不大，不需要重新计算，故有效总温度不变，即：
∑=∆338.54t ℃
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
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 加热蒸汽温度i T ，℃ 161.7 153.85 121.54 有效温度差i t '∆，℃ 13.22 19.35 32.44 料液温度i t ，℃
154.72
134.5
89.098
2.3.3 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Ⅰ效：
热利用系数=1η0.98－0.71x ∆=0.98－0.7（13.05%－10%）=0.9587 所以得出1W = 11
11r r D 'η= 141
.21063.20819587.0D ⨯=0.94731D ④ 第Ⅱ效：
热利用系数2η=0.98－0.7∆2x =9408.0%)05.13%65.18(7.098.0=--
则: 1
22[W W η=+'22r r ()10pw p c W Fc -221r t t '
-] =()03.2818679.007.22015.13472.154187.477.3862507.22012
.21151112+=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡-⨯-⨯+W W W η⑤ 第Ⅲ效:
热利用系数2η=0.98－0.7∆3x =8866.0%)65.18%32(7.098.0=--
则:2
33[W W η=+'33r r ()210pw pw p c W c W Fc --332r t
t '
-)] =()⎥⎦
⎤⎢⎣⎡-⨯--⨯+5.2355098.895.134187.4187.477.386255.23551
.21642123W W W η 39.5560716.07429.012+-=W W ⑥
∵1W +2W +3W =W = 3265.63h kg ∴联立④⑤⑥解得
1D =2111.82h kg , 1W =2000.53h kg , 29.20172=W h kg , 79.19113=W h kg 。

效 次
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 各效二次蒸汽温度i T '，℃ 153.85 121.54 60.1 各效二次蒸汽汽化热i r '，kg kJ /
2106.41
2201.07
2355.5
2.3.4 计算各效传热面积
1S =111t K Q ∆=111t K r D ∆=23
57.61360022.131500103.208182.2111m =⨯⨯⨯⨯
2S =
222t K Q ∆=2
211t K r W ∆'=270.63360035.199501000
41.210653.2000m =⨯⨯⨯⨯
3S =
333t K Q ∆=3
322t K r W ∆'=235.63360044.326001000
07.220129.2017m =⨯⨯⨯⨯
相对误差: %4%34.3%10070.6357.611%1001max min <=⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=S S ε，计算有效。

平均23
2187.623
m S S S S =++=，取216.691.1m S S =='
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
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 冷凝器 加热蒸汽温度i T ，℃ 161.7 153.85 121.54 35 操作压力i p '，kpa 440 230 20 20 溶液温度i t ，℃ 154.72 134.5 890.98 － 完成液浓度i x ，% 13.05 18.65 32 － 蒸发量i W ， kg/h 2000.53 2017.29 1911.79 － 蒸汽消耗量D ， kg/h 2111.83 － － － 传热面积i S ，m 2
69.16
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φ25×2.5mm ，φ38×2.5mm ，φ57×3.5mm 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φ38×2.5mm ，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(0-=
'L d S
n π
式中： S 为蒸发器的传热面积，m 2 ，由前面的工艺计算知S=69.162m ；
d 0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′=()
1.033814.31016.693
-⨯⨯⨯=199.87200≈（根） 3.1.2 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D 1表示循环管内径，则:
214
D π
=（0.4～1）24
i d n π
'
00
因而：()()mm d n D i 50.36125.2382006.01~4.01=⨯-⨯⨯='=
对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。

按上式计算出D 1后，应从管规格表
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Φ377×14mm 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d 0，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n c ：管子按正三角形排列时,n c =1.1n ；管子按正方形排列时，n c =1.19n 。

式中n 为总加热管数。

本设计采用正三角形排列加热管，即 n c =1.1n =1.1×200=15.56616≈
b '=(1~1.5)0d =1.238⨯=45.6mm 加热室内径：
i D =t(c n -1)+2b '=48×(16－1)+2×45.6=811.2mm
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Φ1100×10mm 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
14
3.1.4 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：
U
W
V ρ3600=
m 3
式中：W －某效蒸发的二次蒸汽量， kg/h ； ρ－某二次蒸发的二次蒸汽密度， kg/m 3；
U －蒸发体积强度，m 3/(m 3·s)，一般允许值为1.1 ~ 1.5 m 3/(m 3.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ρ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 。

3V =
U W 33
3600ρ=6
.1159.0360031.1049⨯⨯=1.146 m 3。

分离室体积取其中较大者,V =3V =1.146 m 3
分离室体积确定后，其高度H 与直径D 符合下列关系：
V=
H D 24
π
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 =1～2。

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
D
H
=1.6 V=H D 24π
所以：m D 216.1= H=1.95m
所以本设计取分离室直径2.1=D m , 高度H=1.95m 。

3.2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 =
u
V s
π4 式中：s V 为第一效溶液的体积流量； u 为溶液的流速（u =1～3m/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 =
=
u
F πρ3600
/41090
6.114.33600
/86254⨯⨯⨯=41.85mm ，查表得出蒸发器溶液进出口管选
取Φ42×2.5mm 的不锈钢无缝钢管。

反算u =1.59s m /，在1~3s m /之间，故选管合理。

3.2.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口
取饱和蒸汽适宜的流速u =50s m /
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 =3d =
u W ρπ360043=3600
501307.014.379
.19114⨯⨯⨯⨯=321.75mm ，故加热蒸汽进出口管取
Φ325×14mm 的不锈钢无缝钢管。

反算u =48.95s m /，在30~50s m /之间，故选管合理。

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
则: d =1d =
=
ρ
πu D 4469.9120.114.382
.21114⨯⨯⨯=28.6mm 冷凝水出口管取Φ30×2mm 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
4．1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：
10D D ，321::D D D =1:1.5:2
H =3D ，h =（0.4～0.5）1D 式中：0D －二次蒸汽的管径，m ； 1D －除沫器内管的直径，m ； 2D －除沫器外罩管的直径，m ； 3D --除沫器的外壳直径，m ； H －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:0D =325mm
所以：1D =0.325m ，2D =0.488m ，3D =0.65m ，H =0.65m ，h =0.45×0.325=0.1463 ~0.15m 。

4.2蒸汽冷凝器
4．2．1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。

4．2．2冷凝器的设计与选用
综上所述，本设计选用水喷射冷凝器。

4．2．2．1工作水量的计算
工作水量计算式：
()
212)(t t C t C I D W P p --=
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 ；
1t ,2t －冷却水进出口温度，℃； p C －冷却水平均比热，kJ/（ kg·℃）。

查得：74℃时蒸汽的焓值I =2631.66kJ / kg ，
p C =
1793.42
174
.41846.4221=+=+p p C C kJ/（ kg ·℃） ， 1t =18℃，2t ==35℃ ， D =2111.82 kg/h 。

∴()
18351793.4)
351793.466.2631(82.2111-⨯⨯-⨯=
W =73875.09 kg/h 。

4.2.2.2 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：
1u =Ψ
ρ
p
∆2
式中：p ∆－工作水通过喷嘴的压强降，Pa ； ρ－水的密度， kg/3m ；
Ψ－流量系数，可取0.93～0.96。

其中取水的密度998.5kg/3
m ，取95.0=ψ， p ∆=200-20=180kPa ，W=73875.09 kg/h 。

喷嘴直径0d 在水质清洁时可取5～8mm ，一般为12～22mm 即可，这里取
0d =18mm ，选定直径后，喷嘴个数的确定：
1
204
3600u d n
W
π
ρ
=
1u =Ψ
ρp
∆2=0.95×5
.99810)20200(23
⨯-⨯=18.04m/s 。

1204
3600u d n
W π
ρ
=，==
20136004d u W n ρπ04
.18018.014.35.99836004
09.738752⨯⨯⨯⨯⨯=4.08≈5
（2）文氏管喉部直径
mm p p d d c 2720
10020
200180
3=--⨯=∆∆= 式中：
排出压强吸入压强之差-∆c p ，排出压强为当地大气压，这里取为100kPa 。

（3）水喷射气其他各部尺寸的选取 文氏管喉管长度：2L =33d =3⨯27=81mm
文氏管收缩口直径：2d =1.683d =1.68⨯27=45.36mm ，取45mm 文氏管收缩段长度：1L =2（2d －3d ）=2⨯（45-27）=36mm 文氏管收缩角度：θ1=611'︒
文氏管扩散段直径：4d =1.783d =1.78⨯27=48.06mm ，取48mm 文氏管扩散段长度：3L =6（4d ～3d ）=6⨯（48-27）=126mm 文氏管扩散段角度：θ2=453'︒
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73～95kPa 时，其最大流速为70～120s m 不等。

所以最大流速为80m/s 。

详见后面表格。

（4）射流长度的决定
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650kPa ，选用冷凝器操作压强为20kPa ，使用沸点进料，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
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 冷凝器 加热蒸汽温度i T ，℃ 161.7 153.85 121.54 35 操作压力i p '，kpa 440 230 20 20 溶液温度i t ，℃ 154.72 134.5 89.098 － 完成液浓度i x ,% 13.05 18.65 32 － 蒸发量i W ， kg/h 2000.53 2017.29 1911.79 － 蒸汽消耗量D ， kg/h 2111.82 － － － 传热面积i S ，m 2
69.16
69.16 69.16
－
表5-2 蒸发器主要结构工艺尺寸
表5-3 蒸汽冷凝器尺寸
项目尺寸喷嘴个数 5
喷嘴直径18mm 文氏管喉管长度81mm 文氏管收缩口直径45mm 文氏管收缩段长度36mm 文氏管收缩角度11°6′文氏管扩散段直径48mm 文氏管扩散段长度126mm 文氏管扩散段角度3°54′
表5-3 气液分离器尺寸
项目尺寸
除沫器外壳直径Φ488×14mm
除沫器总高度650mm
除沫器内管顶部与器顶的距离150mm
二次蒸汽的管径Φ325×12mm
除沫器内管的直径Φ325×12mm
除沫器的外壳直径Φ650×15mm
第六单元对本设计的评述
时光荏苒，白驹过隙。

转眼间，为期三周的化工原理课程设计就已经接近尾声了。

回首望去，心情格外的开阔，感慨颇多。

我忘不了和杨老师以及同学们一起度过的日日夜夜，忘不了我们组的几个人因为一个数据的来源而吵的面红耳赤，更忘不了看到一个个成果的喜悦………
首先，要感谢杨老师能给我们提供一个进行实践锻炼的舞台。

以前我们学过的知识只不过是纸上谈兵，而化工原理课程设计却是以门综合性课程，它不仅要求我们对化工设计有基础的了解，而且还要对化工原理、化工机械基础、化工热力学等一系列知识能够进行综合的运用，同时，我的Word 排版能力以及CAD处理能力等都有所提高，更重要的是培养了我的认真、踏实的处理数据的工作作风。

课设一开始的时候，我们都很茫然，随着不断参考图书资料，我们有了思路并开始计算与反算，不断减小误差。

在设计中遇到了数据资源的不足，我就需要到图书馆、网络以及以前学过的书籍上查阅，可以说，这是一次个人能力综合考察本。

虽然设计中，我认识到自己还有很多不足之处，对一些物理参数查询能力的不足。

但通过此次。