中央循环管式蒸发器项目设计方案

中央循环管式蒸发器项目设计方案
第一章设计方案的确定
蒸发是用加热的方法，在沸腾的状态下使溶液中具有挥发性的溶剂部分汽化的单元操作。

蒸发操作广泛用于化工、轻工、制药、食品等许多工业中。

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 蒸发器的类型与选择
随着工业技术的发展，新型蒸发设备不断出现。

在工业中常用的间接加热蒸发器分别为循环型和单程型两大类。

循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬框式、外加热式、列文式及强制循环管等，单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升-降膜式等。

本设计选择中央循环管式蒸发器。

因为循环型蒸发器中的中央循环管式又称标准式蒸发器，在化学工业中应用广泛。

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。

当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内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表面传热系数，强化了蒸发过程。

这种蒸发器结构紧凑，操作可靠，传热效果好。

但溶液的循环速度低，传热温差小，影响了传热。

在中央循环管内安装一旋浆式搅拌器即构成强制循环蒸发器，可是液体的循环速度提高2～3倍。

1.2 蒸发操作条件的确定
1.2.1 加热蒸汽压强的确定
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180℃，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。

根据以上论述选加热蒸汽压强为600 kPa。

1.2.2 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水，而且溶液黏度大，传热差。

根据以上论述选冷凝器的压强为30kPa。

第二章蒸发工艺的设计计算
多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。

计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）的消耗量，各效溶剂蒸发量，以及各效的传热面积。

计算的已知参数有：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。

2.1 蒸发器的设计步骤
多效蒸发的计算一般采用试差法。

（1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器的压强），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）根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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。

若求得的各效传热面积不相等，则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相等为止。

2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算
本设计任务条件是：糖水溶液处理量：890 T/d ；溶液浓度12%；温度20 ℃；完成液浓度50%。

原料液加料量 F=8901000
24⨯=37083.33 kg/h
总蒸发量 W=F(1-30x x )=37083.33×（1-0.120.50
）=28183.33 kg/h
式中：W —— 总蒸发量 kg/h ；F —— 进料流量 kg/h ；0x —— 初始液浓度；
n x —— 完成液浓度。

因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即 1W =2W =3W =W 3
=28183.33
3=9394.44
1W 、2W 、3W 分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。

各效完成液的浓度为：011Fx 37083.330.12
F-W 37083.339394.44
x ⨯=
==-16.7% 2012Fx 37083.330.12
F-W -W 37083.3329394.44
x ⨯=
==-⨯24.32%
03123Fx 37083.330.12
F-W -W -W 37083.3339394.44
x ⨯=
==-⨯50%
其中：1x —— 第一效完成液浓度； 2x ——第二效完成液浓度；
3x ——第三效完成液浓度。

2.3溶液沸点和有效温度差的确定
选定加热蒸汽压强1P =600kpa ，冷凝器中的操作压强'
n P =30kpa ：
其它各效二次蒸汽的压强按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。

即：
n P P P n '-=
∆1
故第i 效二次蒸汽压强i P '为：
P i P P i ∆-='
1
式中 ΔP —— 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差； 1P 第一效加热蒸汽的压强；
'
n P —— 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强。

第一效 '
11P P P =-∆=600-190 kPa
第二效 '22P P P =-∆=600-2×190=220 kPa 第三效 '33P P P =-∆=600-3×190=30 kPa
由各效的二次蒸汽压强，查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热列于表2-1。

表2-1不同压力下蒸汽温度和汽化潜热
2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失∆/
根据各效的二次蒸汽温度'
i T 和各效完成液的组成i x ,查得各效溶液的沸点t Ai 分别为: 表2-2糖液不同质量分数对应的常压沸点升高
则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为：
()2
2'
'113144.2627316.216.20.220.292135.8810T a r +∆=∆=⨯⨯=⨯
℃ ()2
2'
'223119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +∆=∆=⨯⨯=⨯
℃ ()2
2'
'333
66.527316.216.2 1.8 1.442333.710T a r +∆=∆=⨯⨯=⨯
℃
2.3.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失∆''
某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的较高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失''∆，为简便起见，溶液内部沸点按液面与底部的平均压强Pm 下水的沸点和二次蒸汽的压强'P 下水的沸点差估算，平均压强近似按静力学方程估算：
管长大概为2.5～3m,所以选m l 5.2=
'i gh
2
m p p ρ=+
式中： m p ——蒸发器中液面与底层的平均压强，Pa ；
'i p ——二次蒸汽的压强，Pa ； ρ——溶液的平均密度，kg/ 3m ； h ——液层高度，m 。

可查得不同糖液浓度下的密度见表2-3。

表2-3 不同糖液浓度下的密度
1'31410101063.29.81 2.2/2421472.992m p p Pa =+
=⨯+⨯⨯=
2'32gh
220101098.49.81 2.2/2231852.832m p p Pa ρ=+=⨯+⨯⨯=
3'33gh
301012309.81 2.2/243272.932
m p p Pa ρ=+=⨯+⨯⨯=
根据各效溶液压强查得对应的饱和溶液温度见表2-4。

'''11145.25144.260.99m T T ∆=-=-=
℃
'''22121.11119.76 1.35m T T ∆=-=-= ℃ '''3377.0366.510.53m T T ∆=-=-= ℃
2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失∆'''
在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到下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也相应降低由此引起的温度差损失即为 ，根据经验其值选取1 ℃。

即∆'''=1∆'''=2∆'''=3∆'''=1 ℃,
2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差
各效温度差损失 ''''''11110.290.991 2.28∆=∆+∆+∆=++= ℃ ''''''22220.440.391 1.83∆=∆+∆+∆=++= ℃ ''''''3333 1.4410.53112.97∆=∆+∆+∆=++= ℃ 溶液的沸点为 i ∆-=‘i i T t
所以可得：各效溶液沸点为 111T 144.26+2.28=146.54t =+∆=‘
℃
222T 119.76+2.77=122.53t =+∆=‘ ℃ 333T 66.5+12.97=79.47t =+∆=‘ ℃
1T '、2T '、3T '—分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，℃。

查表得600 kPa 饱和蒸汽的温度为0T =158.7℃、汽化潜热为1r =2091.1kJ/kg 各效传热温度差 101t t 158.7146.5412.16T ∆=-=-= ℃ 212t t 44.26124.8319.43T ∆=-=-=’ ℃ 323t t 12379.4743.53T ∆=-=-=’ ℃
0T 、1T '、2T '—分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，℃。

2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
原料液的比热po C 可视为定值为3.95 kJ /（kg ﹒℃）， 水的比热 pw C =4.187 kJ /（kg ﹒℃）。

第i 效的蒸发量i W 的计算式为
10121[(.....)]
pw i i i i i i p pw c i pw i i r t t
W D Fc W c W W c r r η---=+----''
式中：i D —第i 效加热蒸汽量，kg/h ，当无额外蒸汽引出时，i-1=W i D
i r ，'i r —为第i 效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg ，且i r 'i-1=r ；
i t ，1-i t —分别为第i 效及第i-1效溶液的沸点；
，
i η—为第i 效的热利用系数，均取0.98；
，，，，..
第一效的焓衡量式为：)(
110011
111r t t FC r r D W p '
-+'=η 因沸点进料， 10t t =，
所以 11111
r r D W '=η1
12091.1D 0.98=0.96D 2135.88=⨯ (kg/h) (a) 第二效的热衡算式为 ])([
2211022222r t t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112135.8837083.33 3.95W 4.187146.54-124.830.982196.92W ⨯+⨯-⨯⎡⎤
=⨯⎢⎥⎣⎦
1=1418.56+0.91W （kg/h ） （b ）
第三效的热衡算式为 ])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122196.9237083.33 3.95W 4.187-W 4.187124.83-79.470.982333.7W ⨯+⨯-⨯⨯⎡⎤=⨯⎢⎥
⎣⎦
1=3985.74+0.69W （kg/h ） （c ） 又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （d ） 联立式（a ）至式（d ），可得
1W =8761.17 kg/h 2W =9391.22 kg/h
3W =10030.95 kg/h
1D =9126.22 kg/h
2.5估算蒸发器的传热面积
由传热速率方程i i i i t S K Q ∆=得：i
i i
i t K Q S ∆=
式中 i Q ---第i 效的传热速率，W 。

i K ----第i 效的传热系数，W/（m 2 ℃）. i t ∆---第i 效的传热温度差，℃ i S -------第i 效的传热面积，m 2
i K 值见表2-5。

表2-5
3
1119126.222091.110Q =D r =5301066.29W
3600⨯⨯=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5301066.29
S =
145.31K t 300012.16
m ==∆⨯ 3
'
211
8761.172135.8810Q =W r =5198002.16W 3600⨯⨯=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5198002.16
S =
140.80K t 190019.43
m ==∆⨯ 3
'
3229391.222196.9210Q =W r =5731044.18W
3600⨯⨯=
则第三效蒸发器传热面积为2
3333Q 5731044.18
S =
119.69K t 110043.53m ==∆⨯
2.6温差的重新分配与试差计算
因
313145.31119.69
0.1760.04145.31
S S S --==<，误差较大，故应调整正各效的有效温度差，重复上述计算步骤。

2.6.1重新分配各效的有效温度差
2
112233145.3112.16140.8019.43119.6943.53
129.30m 12.1619.4343.53S t S t S t S t
∆+∆+∆⨯+⨯+⨯=
==∆++∑
重新分配有效温度差，得
'111145.31t t 12.1613.67129.3S S ∆=∆=⨯=
℃
'222140.80t t 19.4321.16129.3S S ∆=
∆=⨯= ℃ '333119.69t t 43.5340.29129.3S S ∆=∆=⨯= ℃
1t ∆、2t ∆、3t ∆—分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，℃； S 1、S 2、S 3—分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积，2m 。

2.6.2重复上述计算步骤
（1）由所求得的各效蒸发量1W 、2W ，求各效料液的浓度，它们分别为
011Fx 37083.330.12
15.71F-W 37083.338761.17
x ⨯=
==-% 2012Fx 37083.330.12
23.51F-W -W 37083.338761.179391.22
x ⨯=
==--%
3x =50%
0x —原料液的浓度；
F —原料液的进料量，kg/h ； （2）计算各效料液的沸点
表2-6
因末效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''''''3333 1.4410.53112.97∆=∆+∆+∆=++=
℃，故末效溶液的沸点3t 仍
为79.47 ℃,而'3t 40.29∆=℃,则第三效加热蒸汽的温度（即第二效二次蒸汽温度）为 ''323340.2979.47119.76T T t t ==+∆=+= ℃
则()2
'2'
'223
119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +∆=∆=⨯
⨯=⨯℃ 2'32gh
197.22101096.159.81 2.2/2209048.552
m p p Pa ρ=+
=⨯+⨯⨯=
查表知m T =121.11℃
'''11121.11119.76 1.35m T T ∆=-=-=℃
'''21∆=℃
121T 143.69+2.11=145.71t =+∆=‘℃
2T =''122221.16119.76 2.77143.69T t t =+∆+∆=++=℃
由第一效、第二效的二次蒸汽的温度'1T ，'2T 查表知气化潜热 '
i r 二次蒸汽压强'i P 如下表所示
表2-7
()2
'2''1
13
143.6927316.216.20.210.282138.1210T
a r +∆=∆=⨯
⨯=⨯℃ 1'31gh
400.53101061.989.81 2.2/2411989.832
m p p Pa ρ=+
=⨯+⨯⨯=
由1m p 查表可知水的沸点m T =144.43℃
'''11144.43143.60.83m T T ∆=-=-=℃
'''11∆=℃
''''''11110.280.831 2.11∆=∆+∆+∆=++=℃
111T 143.69+2.11=145.71t =+∆=‘
℃
（3）各效的焓衡算 第Ⅰ效：
111
11
1'12091.1D 0.98=0.96D 2138.12
D r W r η==⨯ （h kg /） （e ） 第Ⅱ效：
])([
2211022222r t
t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112138.1237083.33 3.95W 4.187145.71-122.530.982205.86W ⨯+⨯-⨯⎡⎤=⨯⎢⎥⎣⎦
10.901493.97W =+ （h kg /） （f ）
第Ⅲ效：
])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122205.8637083.33 3.95W 4.187-W 4.187122.53-79.470.982333.7W ⨯+⨯-⨯⨯⎡⎤=⨯⎢⎥
⎣⎦
10.6893918.97W =+ （h kg /） （g ）
又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （h ） 联立式（e ）至（h ），可得
1W =8791.66 h kg / 2W =9406.46 h kg /
3W =9976.42 h kg /
1D =9157.98 h kg / （4）计算蒸发器的传热面积
3
1119157.982091.110Q =D r =5319514.44W
3600⨯⨯=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5319514.44
S =
129.71K t 300013.67
m ==∆⨯ 3
'
211
8791.662138.1210Q =W r =5221562.24W
3600⨯⨯=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5221562.24
S =
129.88K t 190021.16
m ==∆⨯ 3
'
3229406.462205.8610Q =W r =5763703.85W
3600⨯⨯=
则第三效蒸发器传热面积为23333Q 5763703.85
S =
130.05K t 110040.29
m ==∆⨯ 因
313130.05129.71
0.00260.04130.05
S S S --==< 计算误差在0.04以下，试差结果合理。

其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。

取面积2123S S 129.88130.05129.71
110%110%14333
S S m ++++=
⨯=⨯=
第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计
中央循环管式蒸发器主体分为加热室和分离室，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。

这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。

我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。

3.1 加热管的选择和管束的初步估计
加热管通常选用mm 5.225⨯φ，mm 5.238⨯φ，mm 5.357⨯φ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综合考虑。

本次设计加热管选用mm 5.238⨯φ长度为3 m 的无缝钢管。

由下式估算所需管数：()()
'0143
=
4140.1 3.140.03830.1S n d L π==-⨯-根
式中S ——蒸发器的传热面积，2m ；
0d ——加热管的管径，m ；
L ——加热管长度，m 。

因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度占据的传热面积，计算n '时的管长用（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能确定。

3.1.1 循环管直径的选择
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。

其截面积可以取加热管总截面积的40％～100％，若以表示1D 循环管内径，则：
212
14
)1~4.0(4
d n D π
π-
'=
()11382 2.50.425D m ==-⨯= 对于加热面积小的蒸发器，应取较大的的百分数。

查管规格表，所以本设计选取的循环管应选用42612mm φ⨯的管子，长度为3 m 。

3.1.2 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有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形居多。

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，管子规格确定后，相应的管心距则为定值。

表3-1 三角形排列时加热管直径与管心距的关系
加热室内径和加热管数采用作图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束c n ，管子按正三角形排列时，
n n c 1.1= 管子按正方形排列时，
n n c 19.1= 式中n ——总加热管数
以三角形排列初步估算加热室内径，即
1.141423n ==⨯=
加热室内径()()0121~1.5i c D t n d =-+⨯()482312 1.538=⨯-+⨯⨯1170mm = 根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一个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 必须大于初始值'n ，如不满足，应令选一设备内径，重新作图，直至合适为止。

壳体内径的标准尺寸列于表3-2中，作为参考。

表3-2 壳体的尺寸标准
根据表选取加热室壳体内径为1200mm ，壁厚为12 mm 。

根据绘图可知管数为426根。

3.1.3分离室直径和高度的确定
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强度有关。

分离室体积的计算式: 33600m U
W
V ρ=
式中V ——分离室的体积，3m ；
W ——某效蒸发器的二次蒸汽流量，kg/h ； ρ——某效蒸发器的二次蒸汽密度，；
3/m kg U ——蒸发体积强度，)/(33s m m ⋅，即每立方米分离室每秒钟产生的二次蒸汽量，一般允许值为)/(5.1~1.133s m m ⋅。

现取分离室中U=1.1）s m m ⋅33/(；而二次蒸汽的密度见表3-3。

根据前述计算值到代入分离器体积的计算式可得：
31118791.66
1.028********
2.16 1.1
W V m U ρ=
==⨯⨯
32229406.46
2.1436003600 1.11 1.1
W V m U ρ=
==⨯⨯
3
3339976.42
14.82360036000.17 1.1
W V m U ρ=
==⨯⨯
一般情况下，各效的二次蒸汽量是不同的，且密度也不相同，按上述算出的分离室体积也不相同，通常末效体积最大。

为了方便起见，设计时各效分离室尺寸可取一致。

分离室体积宜取其中最大者。

所以分离器的体积选取其中的最大者，即314.82V m =
分离室体积确定后，其高度H 与直径D 符合下列关系：H D V 24
π
=
2~1/=D H 。

对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8 m ，以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，导致雾沫夹带现象严重。

根据上述原因，取/ 1.5H D = 代入值，解得 2.33D =m ， 3.5H =m
3.2接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算u
V d s
π4=
式中 s V -----流体的体积流量 m 3/s ；u -----流体的适宜流速m/s ，估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。

3.2.1溶液的进出口管
对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液的流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量来确定接管。

取适宜流速选取s m u /2=则
0.079d m =
==
= 所以选用89 3.5mm φ⨯无缝不锈钢管。

3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管
查表已知31 2.161/kg m ρ=，32 1.113/kg m ρ=，330.172/kg m ρ=；又适宜的饱和蒸汽流速一般在30和50 （s m /）之间取u =50s m /。

31
11
8791.66
1.130/3600
2.161
W V m s ρ=
=
=⨯
32
22
9406.46
2.348/3600 1.113
W V m s ρ=
=
=⨯
33
33
9976.42
16.112/36000.172
W V m s ρ=
=
=⨯
0.24d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的蒸汽接管规格为27316mm φ⨯。

3.2.3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动（u=0.8-1.8 m/s ），接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。

第三效的蒸汽冷凝量为9976.42h kg /；由手册查得，70℃时冷凝水的密度为
3/975m kg =ρ；
适宜流速选为0.4s m /。

可计算冷凝水出口管径：
0.034d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的冷凝水出口管径规格为mm 240⨯φ。

第四章 蒸发装置的辅助设备的设计
蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器与蒸汽冷凝器。

4.1 气液分离器
蒸发操作时，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，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称为捕沫器或除沫器。

其类型很多，设置在蒸发器分离室顶部的有简易式、惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部的有折流式、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运动方向时，液滴因惯
性作用而与蒸汽分离。

其结构简单，中小型工厂中应用较多。

本设计选用惯性式除沫器。

惯性式除沫器的主要尺寸的计算： 01240D D mm ≈= 规格选取27316mm φ⨯
2:5.1:1::321=D D D 211.5360D D mm == 312480H D D mm ===
10.5120h D mm ==
式中0D ——二次蒸汽的管径，m ；
1D ——除沫器的内管的直径，m ； 2D ——除沫器外罩管的直径，m ；
3D ——除沫器外壳直径，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 。

4.2蒸汽冷凝器主要类型
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污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋板式及淋水式等热交换器。

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。

二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷却效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛使用，故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。

表4-2各种型式蒸汽冷凝器的性能
综合考虑各种设备的性能，本设计选用水喷射式蒸汽冷凝器。

水喷射式冷凝器的工作原理是冷却水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝。

不凝气也随冷却水由排水管排出。

此过程产生真空，则不需要真空泵就可以造成和保持系统的真空度。

但单位二次蒸汽所需的冷却水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。

4.3蒸汽冷凝器的设计与选用
4.3.1工作水量的计算
对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓、冷却水的进出口温度，按下式计算：
冷却水用量39976.42/D W kg h ==，冷却水进出口温度分别为201=t ℃，
402=t ℃ 平均温度12
302
t t t +=
=℃ 由平均温度查得：)/(187.4C kg kJ C p ︒⋅=； 蒸汽的焓kg kJ I /4.2606=
()
122)
(t t C t C I D W P P --=
()
()
59976.422606.4 4.18740 2.910/4.1874020kg h ⨯-⨯=
=⨯⨯-
式中W ——冷却水用量，；h g /k
D ——冷凝蒸汽量，；h g /k I ——蒸汽的焓，；
kg J /k 21,t t ——冷却水进出口温度，℃（冷却水可循环使用）；
p C ——冷却水平均比热，⋅g J k /(k ℃）。

4.3.2喷射器结构尺寸的计算
（1）喷嘴数n 及喷嘴直径0d
工作水通过喷嘴的压强差60030570P kpa ∆=-= 由平均温度查得水的密度3995.7/kg m ρ=， ψ取0.95 通过一个喷嘴的水流速度为：
10.9532.14/u m s ψ
=== 式中P ∆——工作水通过喷嘴的压强差，Pa,即工作水进口压强与混合室（吸入压
强）压强之差
ρ——水的密度，3/k m g ψ——流量系数，可取0.93-0.96
喷嘴直径0d ，在水质清洁时可取即可。

选定，一般为
mm mm 221285--0d 后， 喷嘴个数n 的确定公式为：
1204
3600u d n
W
π
ρ
=
选择适宜的喷嘴直径：mm d 200=
1
2
036004u d W
n ⨯⨯⨯=
πρ ()
5
2
34 2.9102995.73600 3.142010
32.14
-⨯⨯=
=⨯⨯⨯⨯⨯（个）
可以取喷头的数目为2个。

（2）文氏管喉部直径 文氏管喉部直径：
C
p p
d d ∆∆=0
3 式中：Pa p C 差，排出压强与吸入压强之--∆； 0570,1002080,14c P kpa P kpa d mm ∆=∆=-==
C
p p
d d ∆∆=0
3
1437.37,38mm mm ==取
故选用45 2.5mm φ⨯的无缝不锈钢管。

式中c P ∆——排出压强与吸入压强之差，Pa （3）喷射器其他各部分尺寸
喷射器其他各部分尺寸按下列范围选取: 文氏管喉管长度 233338114L d mm ==⨯= 实际中取120 mm
文氏管收缩口直径()231.58~1.78 1.63860.8d d mm ==⨯= 故选用mm 0.368⨯φ无缝不锈钢管
文氏管收缩段长度()()()1231.7~5.15560.838114L d d mm =-=⨯-= 实际中取120 mm
文氏管收缩角度 '1611ο=θ左右
文氏管扩散段直径431.78 1.783867.64d d mm ==⨯= 故选用75 2.5mm φ⨯无缝不锈钢管
文氏管扩散段长度()()()3434~151067.6438296.4L d d mm =-=⨯-= 实际中取297 mm
文氏管扩散段角度'2543ο=θ左右
4.3.3射流长度的决定
喷射水的射流长度，是指喷嘴出口处到聚焦点的水柱长度。

该长度越长，汽室就要越高。

实践证明，射流长度以不出现散流为度，即设计水喷射冷凝器时，既要考虑到有利于热交换，又要照顾到不凝性气体的排除能力。

通常从换热观点要求愈长接触面积愈大；但过长则射流速度大大减慢，必将严重影响排除不凝性
气体的能力，以致无法获得预期的真空度。

喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径的关系见表4-3。

表4-3 喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径的关系
因为mm d 140 所以取喷射水流长度1400 mm.
第五章 设计结果一览表
设计结果见表5-1至表5-4。

表5-3 气液分离器结构参数
冷凝器类型：水喷射式蒸汽冷凝器
表5-4冷凝器结构参数。