真空制盐工艺设计毕业设计

真空制盐工艺设计毕业设计
目录
第一章绪论 (1)
1.1 盐的特性 (1)
1.2 盐业的发展概况 (1)
第二章卤水的蒸发 (4)
2.1 概述 (4)
2.2 蒸发过程的特点 (4)
2.3 真空制盐工艺流程的选择 (4)
第三章工艺计算 (6)
3.1 计算基础数据 (6)
3.2 总物料衡算 (6)
3.3 总物料进料表 (7)
3.4 热量衡算 (8)
3.4.1 参数计算 (8)
3.4.2 热量衡算过程 (10)
3.4.3 热量衡算结果 (13)
3.4.4 蒸发器热量平衡表 (15)
3.5 迭代计算 (17)
3.5.1 重新分配 (17)
3.5.2 热量衡算过程 (18)
3.5.3 热量衡算结果 (21)
3.5.4 蒸发器热量平衡表 (23)
3.6 各效物料衡算 (25)
3.6.1 物料衡算结果 (25)
3.6.2 物料衡算平衡表 (26)
第四章设备设计和选型 (28)
5.1 蒸发器 (28)
5.1.1 加热室 (28)
5.1.2 蒸发室 (33)
5.2 传热系数的校核 (35)
5.2.1 I效传热系数的校核 (35)
5.2.2 II效传热系数的校核 (37)
5.2.3 III效传热系数的校核 (39)
5.2.4 IV效传热系数的校核 (40)
5.3 附属设备 (42)
5.3.1 循环泵 (42)
5.3.2 闪发桶和平衡桶 (42)
5.3.3 除沫器 (43)
5.3.4 支座的设计 (44)
5.3.5 弯头 (45)
5.3.6 折流挡板 (46)
5.4 主要设备一览表 (46)
第五章环境保护与安全 (47)
5.1环境保护 (47)
5.1.1 真空制盐三废的来源 (47)
5.1.2 三废的治理方法 (47)
5.2蒸发过程安全操作 (47)
设计评述 (49)
参考文献 (50)
致谢 (51)
附图 (52)
第一章绪论
1.1 盐的特性
盐，无色立方结晶或白色结晶，易溶于水、甘油，微溶于乙醇、液氨，不溶于盐酸。

在空气中微有潮解性，用于制造纯碱和烧碱及其他化工产品，矿石冶炼。

食品工业和渔业用于盐腌，还可用作调味料的原料和精制食盐。

食盐是人类生活中必不可少的营养剂，又是若干化学工业的基本原料。

因此，制盐工业在各国的国民经济中，均占有重要的地位。

盐有各种分类法，以不同原料而言，可分为海盐、湖盐、井盆和矿盆；以制取方法而言，可分为真空盐(包括再制盐)、乎锅盐、日晒盐和粉碎盐；以盐的纯度和用途而言，可分为一般食用盐、餐桌盐、精盐和工业盐等。

此外，大多数化工厂直接使用卤水作原料，称为液体盐[1]。

1.2 盐业的发展概况
盐对于人类生活之必需为人所共知，它是生命不可缺少的一部分，人需要它，其它生命也需要它。

可以说，没有盐就没有生命，没有人类。

早在旧石器时代(距今约五千年)，我们的祖先已经懂得了用盐加食。

古代，食盐作为极其珍贵的礼品用予奉员，作为物质交换的媒介，起着货币的作用，甚至用于支付工资。

如我国和，就格盐块充当流通的货币，罗马帝国军队的薪水也用盐来支付，叫“盐钱”，英语的盐字(Salt)即由此演变而来。

在历史上，有些国家还因盐的生产和销售而爆发了激烈的战争。

盐在古希腊被誉为神圣的东西，对于表现不好的人被斥为“没有吃盐资格的人”而受鄙弃。

盐对于城镇的形成和人口的集居起着特殊的作用，据说，最早的村落建于盐溅丰富的死海北岸约旦河河口。

在宙代，盐如此珍贵而重要，以致古罗马帝国派出了精锐的部队守卫在运盐道路上，以确保运盐的安全。

在我国一些朝代，盐还和铁、农业一起，成为国民经济二大支柱，起着稳定经济、巩固政权的作用。

近代，盐用途越来越广，除食用外，还是化学丁业的重要原料。

在工业发达国家，化工用盐可占90％以上。

据估计，盐和轮的衍牛构，全世界有一万五千种之多。

纯碱、烧碱、合成盐酸、氯气、合成橡胶、塑料、合成纤维、农药、
医药等，盐都是必不可少的基本原料。

而这些化工产品又相应地影响着其它工业
的发展。

盐还广泛用于溶化道路冰雪以及皮革、台FR、水处理、冷冻、防冻，甚至火箭用的固体燃料也离不开制盐工业。

此外，农业、畜牧业、渔业等领域里用途亦甚广。

制盐工业的副产物，如硼、钾、谊、碘、锤、锯、钡、镁、钙、铆、钓等盐类或其单质，都是极其重要的化工产品。

冶金、染料、油漆、玻璃、造纸、化肥、照相、军工都程度不同地依赖于这些化工产品。

因此，从某种意义上讲，没有发达的制盐工业，就不可能有发达的化学工业，也就不可能有国民经济的全面发展。

制盐工业是历史悠久的工业。

蒸发卤水制盐的初始阶段是日晒制盐，相传我国尧舜时期己始，欧洲的意大利也在安卡斯，马特斯时期开始日晒制盐。

制盐工业的第二阶段是敞口祸直接火加热，此法历史悠久，一直沿用至今。

真空制盐
是蒸发制盐发展的第三阶段，一般是多效加压和真空并用蒸发制盐的简称。

单效真空蒸发器，一八一二年由霍华德(Howa)在英国利物浦(一家制糖厂初建。

直至一八八七年，单效真空蒸发耀才由约瑟夫·M·邓肯)于纽约州银泉首次用于制盐工业。

第一套多效蒸发脂于一八三四年已用于制盐工业，但直至一八九九年多效蒸发才在美国曼尼斯蒂(Man55to)首次用于制盐工业。

其它国家则使用更晚，一九００年以后，多效真空蒸发制盐才得到大力发展。

只不过在下列诸方面不断地改进而已。

(1)发展商子交换膜浓缩海水，使淡化与制盐相结合。

迄今日本采用离子交换膜制盐(卤)的已有八家公司，年生产能力已占日本总产量的五分之一。

在国外，已有二十个日产四千吨以上的海水淡化厂，有十几个国家的一百多个单位在研究海水谈化和综合利用问题。

(2)设备大型化、操作自动化。

目前，国外最大的真空制盐厂建于意大利的希罗·马纳里“卡拉布虫亚，产盐量为每年一百五十万吨，每班定员仅三人。

美国计划建立最大的制盐藕友耀直径为十五求，每个超有PU台加热室，每台加热面积二千六百平方米，饱和卤水制盐的年生产能力约四百万吨。

美国里特曼盐场，从卤水进罐到成品盐包装，完全是自动化操作，每班定员仅二人。

(3)采用体积小、效能高的单元设备。

罗马尼亚佛尔情化工联合企业氯碱车间制盐工段采用瑞士埃切维斯制造的离心机，转鼓直径五百毫米，生产能力高达每小时二十二吨。

对于蒸发设备也在不断改进，力求提高生产强度。

(4)努力提高热经济。

国外真空制盐厂普遍采用供热式发电机组和真空蒸发制盐配套，利用背压蒸汽，作制盐蒸发蹈的加热蒸汽，使蒸汽二次使用，提高热利用率，降低生产成本。

(5)解决严重的腐蚀问题。

卤化物在高温下腐蚀严重，目前，世界上一般采
用耐腐蚀性强的金j8或合金作加热管和设备衬里材料，如铜、钢镍合金、钦材等。

(6)重视卤水净化，以提高盐质和产盐量，并结合卤水净化，发展综合利用。

我国制盐工业有着悠久的历史，据文书所敦，早在两千多年以前就有“……有盐池，积薪以齐，水灌而后焚之成盐”之说，开始了用火加热熬盐的制盐工业。

而真空制盐在我国则是近代才出现，解放以后才逐步发展起来的。

一九五八年，我国制盐工作者在首建一座中央循环管式四效蒸发罐真正开始了我国真空制盐历史。

一九六四年，省盐务局没计研究所，一九六六年三月五迥桥盐厂，一九六六年五月一平狼盐矿，一九六七年五月磨黑盐矿，一九六七年贡井盐厂分别建成中央循环管式四效蒸发罐。

此后，、、、、新姻。

东北以及上海、天淬陆续新建许多真空制盐厂。

制盐工艺不断革新，制盐设备不断改进，自控水平不断发展，生产强度不断提高，我国真空制盐像雨后春笋蓬勃地发展，我国的制盐技术正向世界先进水平迈进。

第二章卤水的蒸发
2.1 概述
蒸发是真空制盐的主要过程。

卤水由于蒸汽的加热而在蒸发罐沸腾，一部分水被汽化，氯化钠则因水分的不断蒸发而从溶液中结晶析出。

蒸发是一热过程，它必须靠热能的不断供给和二次蒸汽的不断排除(冷凝)才能进行。

2.2 蒸发过程的特点
⑴传热性质：传热壁面一侧为加热蒸汽冷凝另一侧进行沸腾，故属于壁面两侧流体均有相变化的恒温传热过程。

⑵溶液性质:有些溶液蒸发过程中有晶体析出、易结垢和生泡沫、高温下易分解或聚合；溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性逐渐增强。

⑶溶液沸点的改变:含有不挥发溶质的溶液其蒸发压较同温度下溶剂的较低，即在相同压强下，溶液的沸点高于纯水的沸点，故当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传热温度差要小于蒸发水的温度差。

溶液的浓度越高这种现象越明显。

⑷泡沫夹带:二次蒸汽中夹带大量的液沫冷凝前必须设法除去，否则不但损失物料，而且要污染冷凝设备。

⑸能源利用:蒸发时产生大量的蒸汽，如何合理利用它的潜热是蒸发操作中要考虑的问题。

2.3 真空制盐工艺流程的选择
真空制盐一般是对多效正压和真空(负压)蒸发并用的制盐装置的简称。

真空蒸发制盐是根据卤水沸点随压力减低而下降的规律，在压力递减的多效蒸发罐组中，用生蒸汽（新鲜蒸汽）加热一效罐的卤水，使之沸腾蒸发，产生二次蒸汽用作次效罐的热源，并按所设效数依次传递，多次利用二次蒸汽，使各效罐的卤水蒸发析盐。

真空蒸发制盐的主要设备是蒸发罐，由加热室和蒸发室组成。

加热室的壳体中，有上下花板和固定在花板间的加热管束。

加热蒸汽经管道进入壳体，卤水由下而上在加热管中循环，通过加热管壁的热交换，使卤水温度升高，并进入蒸发室。

国采用的生产工艺流程，多位四效蒸发，解决罐盐浆增稠、离心脱水、干燥即制得成品盐，各厂流程的不同之处主要表现在蒸发部分，一般分为四种：（1）平流进料、顺流排盐。

（2）平流进料、分效排盐。

（3）平流进料、一效转二效、二效转三效、三效排盐。

（4）四效进料、四效转一效、一效转二效、二效转三效、三效排盐。

现在顺流排盐和平流排盐比较通行，各有优劣。

本设计采用平流进料、顺流排盐生产
工艺流程如下：
原料卤水经预热分别进入各效蒸发罐，一效罐的盐浆转入二效罐；二效盐浆转入三效罐；三效盐浆转入四效罐；四效罐排出的盐浆由盐浆泵打入旋流器。

旋流器经增稠后的盐浆，离心脱水，母液回罐继续蒸发看，湿盐由离心机连续卸到皮带运输机上，由皮带运输机经布料器送入沸腾干燥器，干盐通过皮带输送进入盐仓。

蒸汽在加热室将料液升温，料液升温后，在蒸发室蒸发，产生的二次蒸汽二效蒸发罐的加热蒸汽。

二效蒸发室产生的蒸汽作三效蒸发的热源。

类推至四效，四效的二次蒸汽引入喷射冷凝器，造成真空。

为了充分利用蒸汽冷凝后的余热，采用闪发器，让冷凝水在压差作用下闪发出蒸汽，一效冷凝水闪发的蒸汽接入二效加热室，二效冷凝水闪发的蒸汽接入三效，其余类推。

流程图如下
图2.1
第三章 工艺计算
3.1 计算基础数据
1、生产时间 全年除去检修、洗罐和各种影响因素，每年以300天计
2、生产时间 85kt/a
3、 卤水成分 NaCl :297.84L g /， 4CaSO :4.774L g /， 2MgCl :1.676L g /
卤水的密度 11993/m kg ， 卤水比热 3.35℃⋅kg kJ /
成品规格 符合国家一级盐标准，即NaCl ≥98.5%；
-24SO ≤0.4%；Mg ≤
0.25%；+3Fe ≤0.002%；O H 2≤0.5%；水不溶物≤0.10%；白
度在80度以上；颗粒均匀、疏松、全部通过0.5mm 筛孔。

4、总回收率95%
5、一效压力0.431；末效真空度-0.09MPa 3.2 总物料衡算
1、每小时产盐量
)/(11810)/(81.1124
30085000h kg h t G ==⨯= 2、每小时耗卤量
)/(29.49)/(11.4195
.084.297985.0118103h t h m V ==⨯⨯= 每吨盐耗卤量 )/(48.381.1111.413h m =或)/(58.381
.1129.493h m = 3、每小时蒸发水量
G B B m W g
w =总 式中 84.297=g B ； )/(7.894676.1774.484.2971199l g B w =---=；
g W W B m m B B m '⨯-+=1
1211； 式中 1w B —进入蒸发系统白水量，取2%；
2w B —湿盐含水量3%；
g
B '—成品盐中含量（干基）99%； 11m m -总回收率95%；
032.199.095
.003.002.01=⨯-+=
m 则： W 总=kg/h)46.366121181084.29771.894032.1（=⨯⨯ 4、每小时料液循环量
取1吨盐带出比重为1.21的饱和卤水1 m 3，则料液循环量为：
11.87×1.21=14.29（t/h ）
5、各效进卤量、循环量、母液量、产盐量
各效进卤量 n m m W W S 35.146.36612/49290==
各效循环量 n n n
W W S 39.046.36612/14290==' 各效母液量s 按经验数据，每吨盐产母液0.1m ，比重1.227,则
n n n W W S 0396.046
.36612227.11.081.11=⨯⨯='' 各效产盐量 n n n W W G 323.046.36612/11810==
3.3 总物料进料表 物料
分子量 kg/h kmol/h 质量百分数% NaCl
58.5 11691.9 199.86 24.08 CaSO4
136 185.05 1.36 0.38 H 2O
18 65.79 0.69 0.56 MgCl 2
95 36612.46 2034.03 74.98 总计 48555.20 2235.94 100
3.4 热量衡算
由于加热室蒸汽压强常受工厂的供汽条件所限，一般为300～500kPa ，蒸发室压强一般为10～20kPa 。

所以取 加热室I 效蒸汽绝压为0.431MPa ； 蒸发室IV 效蒸汽绝压为0.012MPa 查《化工原理》[2]得生产操作条件和数据，如下表
表3.1 生产操作条件和数据
物性数据
单位 I 效 II 效 III 效 IV 效 加
热
室 蒸汽绝压 MPa 0.431 0.208 0.104 0. 蒸汽温度 ℃ 146.3 121.4 100.6 72.3 蒸汽热焓
kg kJ / 2746.0 2711.0 2678.0 2628.5 蒸汽潜热
kg kJ / 2130.1 2201.5 2256.8 2325.8 蒸
发
室 蒸汽绝压 MPa 0.216 0.108 0.038 0.012 蒸汽温度 ℃ 122.4 101.6 73.3 48.6 蒸汽热焓
kg kJ / 2712.6 2679.5 2631.8 2584.7 蒸汽潜热 kg kJ /
2198.5 2254.4 2316.5 2381.3
3.4.1 参数计算
1、温差损失及有效温差
（1）沸点升高
I 效沸点升高 ⨯=+⨯=∆'0162.0)273(0162.01
211r T ℃1.85.2198)2734.122(2
=+ 式中 i T －操作压强下二次蒸汽的温度，℃；
i r －操作压强下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg ；
同理得 II 效沸点升高 2∆'=7.1℃
III 效沸点升高 3∆'=5.9℃
IV 效沸点升高 4∆'=5℃
（2）不平衡温度损失
根据经验取：1∆''=0.6℃, 2∆''=0.8℃, 3∆''=1.5℃, 4∆''=2.5℃
（3）管道阻力温度损失
根据经验取：1∆'''=0.6℃， 2∆'''=0.8℃， 3∆'''=1℃， 4∆'''=1℃
（4) 过热温度损失
按照制盐厂一般情况取：1∆''''=1.1℃，2∆''''=1.1℃, 3∆''''=4∆''''=1.8℃
（5）总温度差损失
n n n n n
∆''''+∆'''+∆''+∆'=∆
∑
可得：∑∆'1=10.4℃，∑∆''2=9. 8℃， ∑∆'''3=10.2℃， ∑∆''''4=10.3℃（6）有效温度差
∑∆-'-=∆n n n n T T t
式中 n T －各效加热室蒸汽温度； n T '－各效蒸发室蒸汽温度；
5
.134.104.1223.1461111=--=∆-'-=∆∑T T t
同理得 2t ∆=10℃，3t ∆=17.1℃，4t ∆=13.4℃
（7）各料液沸点
n n T t ∆'+'=n 沸
可得 沸1t =130.5℃， 沸2t =108.7℃， 沸3t =79.2℃， 沸4t =53.6℃
2、物料参数
排放盐的比热
℃⋅=+⨯+=
++=
kg kJ e C e C C n
g
n n /24.283
.0188
.083.035.310
式中 进罐卤水及循环料液比热 ⋅=kg J /3.35k C 0℃；
比热℃⋅=kg /k 88.0J C g ；
排出盐浆比热：排放盐浆浓度控制为1﹕1的固液比，1吨盐带出1的母液，比重为1.21，则固液比换算成质量百分比n e =83%；
食盐结晶热：θ=84.6 kJ/kg ， 排放母液比热 ：m C =3.35 kJ/kg ﹒℃
排放盐浆温度n
t ' （1）查《中国井矿盐》[8]，盐脚下盐量（t/h ）：淘洗卤水量)/(3h m =1：2，各效
盐脚下盐量
)/(102.98kg/h)298.0-4
n n h t W W G n ⨯==（
各效淘洗卤水用量
n Q =5.96×10-4
)/(3h m 或7.06×10-4
)/((h t W n
(2) 排出盐浆量
)/(10788.120
100
1098.21098.2344h t W W W n n n ---⨯=⨯
⨯+⨯ 其中,控制盐脚中排出的盐浆浓度为20% 根据热量平衡关系得
)40(1006.7)t -(10788.11041113-'⨯=''⨯--t C W t C W n n
沸 式中 盐浆的比热，94.22
.188
.02.035.3=⨯+='n
C （⋅kg J /k ℃）
； 1
t '－I 效排盐浆的温度； 可得 1
t '=102.5℃, 2t '=87.4℃， 3t '=67.0℃， 4t '=49.4℃ 3.4.2 热量衡算过程
以蒸发器作为一个系统，进出蒸发罐热量如下所示：
1、 I 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：1111011116.2334035.3)39.0W 35.1)(W W t C S S Q =⨯⨯+=
'+=（卤 其中卤水温度为40℃；
11122746D D i Q ==
11133.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：1132127465.260D W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：1111n 111
1635.10223.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 11112
6.135.10235.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 1113
6.2712W W i Q ='=' 11114
6.61218
7.43.146D D C T D Q =⨯=='水 11115
5.1061.213005.005.0D D D r Q =⨯==' 总进热量： 115432
11.7192.2889D W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：11297.1W D = 2、 II 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：222202
213.2334035.3)39.035.1)(W W W t C S S Q =⨯⨯+='+=（卤 I 效#1闪发桶蒸汽量
1111
0615.00474.05.2201/187.4)4.1213.146(W D D E ==⨯-=' II 效加热蒸汽量：11120615.1W E W D ='+=
所以 112227.28770615.12711i W W D Q =⨯== 22233.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：213215.2607.2877W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：2222n 221
1.1404.8723.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 21222
6.114.8735.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''='
2223
5.2679W W i Q ='=' 11224
6.53918
7.44.1210615.1W W C T D Q =⨯⨯=='水 11225
5.930615.15.220104.004.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量：125432
11.6332.2831W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：129.0W W = 3、 III 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：333303
312.2334035.3)39.035.1)(W W W t C S S Q =⨯⨯+='+=（卤 I 效#2闪发桶闪发蒸汽量
111110477.00368.08.2256/187.4)0474.0)6.1004.121(W D D D E ==⨯-⨯-=''（
II 效#1闪发桶闪发蒸汽量
1112
0410.08.2256/187.4)0474.0()6.1004.121(W D W E =⨯+⨯-=' III 效加热蒸汽量：12
213989.0W E W E D ='++''= 所以 113327.2647989.02678i W W D Q =⨯== 33333.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：133217.26415.260W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量： 3333n 3
315.1066723.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 33332
9.86735.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 3333
8.2631W W i Q ='=' 11334
6.41618
7.46.100989.0W W C T D Q =⨯⨯=='水 11335
0.67989.08.225603.003.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量： 135432
16.4832.2747W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：1387.0W W =
4、IV 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：433404
412.2334035.3)39.035.1)(W W W t C T S S Q =⨯⨯+='+=（卤 II 效#2闪发桶闪发蒸汽量
11120520.08.2325/187.4)3.726.100)041.00615.1(W W W E =⨯-⨯-=''（
III 效闪发桶闪发蒸汽量
111230504.08.2325/187.4)0477.0041.0()3.726.100(W W W W E =⨯++⨯-=
IV 效加热蒸汽量
11134972.0)0520.00504.0W W W W D =++=
所以 114422.25559721.05.2628i W W D Q =⨯== 44433.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：133212.25555.260W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：4444n 441
6.784.4923.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 44442
6.64.4935.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 4443
7.2584W W i Q ='=' 11444
3.294187.43.72972.0W W C T D Q =⨯⨯=='水 11445
8.67972.08.232503.003.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量： 145432
11.3629.2669W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：14910.0W W =
3.4.3 热量衡算结果
1、各效蒸发水量n W
kg/h)(5.366124321=+++=W W W W W 总
得 3.681W =36612.5
所以 h kg W /1.99491= h kg W /2.89542=
h kg W /7.86553= h kg W /7.90534= h kg W D /0.129041.9949297.1297.111=⨯==
热经济=
84.20
.129045
.366121==D W 总 每顿盐耗汽量=
0926.181
.11904
.12=(吨汽/吨盐) 2、各效传热量n Q
7253.5(kW)/360095.01.213012904r 1111=⨯⨯==ηD Q 6200(kW)/360096.005.22011.99490615.1r 2222=⨯⨯⨯==ηD Q 5983.3(kW)/360097.08.22561.9949989.0r 3333=⨯⨯⨯==ηD Q 6060.3(kW)/360097.08.23251.9949972.0r 4444=⨯⨯⨯==ηD Q 3、各效传热系数n K
蒸发器传热系数取经验数据，查[1]
℃⋅=21/2093m W K ℃⋅=22/1246m W K ℃⋅=23/1822m W K ℃⋅=24/814m W K
4、各效加热面积n S
一效加热面积 211112575
.1320935
.7253m t K Q S =⨯=∆=
式中 1t ∆－有效温差 同理得 加热面积
22497m S =， 23192m S =， 24556m S =
各效加热面积误差大于规定值10%。

3.4.4 蒸发器热量平衡表
以上衡算结果列表如下：
表3.3 I 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2319732.16
6.10
排放盐浆带出热量 1621703.3
4.27
加热室蒸汽带入热量 35434384
93.19
排放母液带出热量 135307.76 0.36
食盐结晶热
271610.43
0.71
二次蒸汽带出热量
28449449.13 74.28
系统损失热量 7904990.4 20.79
冷凝水带出热量
1374276
3.00
总计 38025726.59 100 38025726.59 100
表3.4 II 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2088119.44
6.74
排放盐浆带出热量 1254483.42
4.05
加热室蒸汽带入热量 28630525.07
92.47
排放母液带出热量 103868.72 0.34
食盐结晶热
244449.66
0.79
二次蒸汽带出热量
23305966.82 75.27
系统损失热量 5368534.36 17.34
冷凝水带出热量
930240.85
3.00
总计 30963094.17 100 30963094.17 100
表3.5 III 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2018509.24
7.06
排放盐浆带出热量 921832.05
3.22
加热室蒸汽带入热量 26342232.07
92.12
排放母液带出热量 77035.73 0.27
食盐结晶热
236300.61
0.82
二次蒸汽带出热量
22120199.68 77.35
系统损失热量
4144795.06 14.50
冷凝水带出热量
666589.7 4.66
总计 28597041.92 100 28597041.92 100
表3.6 IV 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2111322.84
7.60
排放盐浆带出热量 711620.82
2.56
加热室蒸汽带入热量 25421940.32
91.51
排放母液带出热量 59754.42 0.22
食盐结晶热
247166.01
0.89
二次蒸汽带出热量
23406485.46 84.26
系统损失热量
2928020.13 10.54
冷凝水带出热量
674548.98 2.42
总计 27780429.17 100 27780429.17 100
3.5 迭代计算
为了蒸发器的制造、安装、库存和操作方便，通常使各效的传热面积相等，由已经计算的传热面积不相等，相对偏差大于规定值，则应重新计算传热面积，调整各效的有效温差。

3.5.1 重新分配
1、传热面积
2
44332211355544
.135561.17192104975.13257m t
t S t S t S t S S =⨯+⨯+⨯+⨯=∆∆+∆+∆+∆=
∑ 重新分配有效温差
℃8.93555
.13257111
=⨯=∆='∆S t S t ℃1435510
497222
=⨯=∆='∆S t S t ℃3.93551
.17192333
=⨯=∆='∆S t S t ℃21355
.4
13556444
=⨯=∆='∆S t S t 2、重新分配各效温度
因冷凝器的压强及完成液的浓度没有变化，故第4效二次蒸汽的参数及溶液沸点均物变化。

第4效加热蒸汽温度 ℃9.783.4216.533.44
44=++=+'∆+=t t T 第3效二次蒸汽温度 ℃9.79143=+=T T
第3效加热蒸汽温度 ℃9.983.43.93.853.43
33=++=+'∆+=t t T 第2效二次蒸汽温度 ℃9.99132=+=T T
第2效加热蒸汽温度 ℃5.1227.2148.1057.22
22=++=+'∆+=t t T 第1效二次蒸汽温度 ℃5.123121=+='T T 3、重新调整效温差
∑∆-'-=∆n n n n T T t
得 ℃9.131=∆t ， ℃142=∆t ， ℃3.93=∆t ， ℃204=∆t
4、排放盐浆温度n
t ' 根据热量平衡关系
)40(1006.7)t -(10788.11041113-'⨯=''⨯--t C W t C W n n
沸 得 1
t '=102.4℃, 2t '=87.5℃， 3t '=72.5℃， 4t '=49.4℃ 3.5.2 热量衡算过程
1、I 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：1111011116.2334035.3)39.0W 35.1)(W W t C S S Q =⨯⨯+=
'+=（卤 其中卤水温度为40℃；
11122746D D i Q ==
11133.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：1132127465.260D W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：1111n 111
6.1674.10523.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 11112
144.10535.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 1113
7.2718W W i Q ='=' 11114
6.61218
7.43.146D D C T D Q =⨯=='水 11115
5.1061.213005.005.0D D D r Q =⨯==' 总进热量：115432
11.7233.2900D W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：11305.1W D = 2、II 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：222202
213.2334035.3)39.035.1)(W W W t C S S Q =⨯⨯+='+=（卤 I 效#1闪发桶蒸汽量
1111
0519.00396.04.2190/187.4)5.1253.146(W D D E ==⨯-=' II 效加热蒸汽量：11
120519.1W E W D ='+= 所以 112222.28580519.12.2717i W W D Q =⨯== 22233.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：213215.2602.2858W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：2222n 221
1.1395.8723.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 21222
6.115.8735.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 2223
7.2679W W i Q ='=' 11224
3.546187.45.1250396.1W W C T D Q =⨯⨯=='水 11225
1.910396.14.219004.004.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量： 125432
14.6374.2830W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：1289.0W W = 3、III 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：333303
312.2334035.3)39.035.1)(W W W t C S S Q =⨯⨯+='+=（卤 I 效#2闪发桶闪发蒸汽量
11110441.06.2256/187.4)0396.0)7.1005.125(W D D E =⨯-⨯-=''（
II 效#1闪发桶闪发蒸汽量
1112
0484.06.2256/187.4)0396.0()7.1005.125(W D W E =⨯+⨯-=' III 效加热蒸汽量
12
213982.0W E W E D ='++''=W E W E D 982.02213='++''= 所以 113322.2631982.01.2678i W W D Q =⨯== 33333.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：133212.26315.260W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：3333n 3
313.685.7223.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 33332
6.95.7235.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 3333
9.2643W W i Q ='=' 11334
0.414187.47.100982.0W W C T D Q =⨯⨯=='水 11335
5.66982.0
6.225603.003.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量： 135432
15.4808.2721W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出 出进Q Q = 可得：1387.0W W = 4、IV 效 (单位：h kJ /)
（1）进热量：433404
412.2334035.3)39.035.1)(W W W t C T S S Q =⨯⨯+='+=（卤 II 效#2闪发桶闪发蒸汽量
11120379.02308/187.4)9.797.100)0484.00519.1(W W W E =⨯-⨯-=''（
III 效闪发桶闪发蒸汽量
111230412.02308/187.4)0484.00441.0()9.797.100(W W W W E =⨯++⨯-=
IV 效加热蒸汽量：11134949.0)0412.00379..0W W W W D =++= 所以 114424.2507949.01.2642i W W D Q =⨯== 44433.276.84323.0W W G Q =⨯==θ
总进热量：133214.25075.260W W Q Q Q Q +=++=进
（2）出热量：4444n 441
6.784.4923.2)39.0323.0()(W W W t C S G Q =⨯⨯+=''+=' 44442
6.64.4935.30396.0W W t C S Q m =⨯⨯='''=' 4443
7.2584W W i Q ='=' 11444
5.317187.49.79949.0W W C T D Q =⨯⨯=='水 11445
7.65949.0230803.003.0W W D r Q =⨯⨯==' 总进热量： 145432
12.3839.2669W W Q Q Q Q Q Q +='+'+'+'+'=出
出进Q Q = 可得：1488.0W W =
3.5.3 热量衡算结果
1、各效蒸发水量n W
kg/h)(5.366124321=+++=W W W W W 总
可得 3.641W =36612.5
所以 h kg W /4.100581= h kg W /0.89522=
h kg W /8.87503= h kg W /4.88514= h kg D /2.131261= 热经济=
79.22
.131265
.366121==D W 总 每顿盐耗汽量=
11.181
.111262
.13=
2、各效传热量n Q
7378.4(kW)/360095.01.21302.13126r 1111=⨯⨯==ηD Q
6180.1(kW)/360096.04.21904.100580519.1r 2222=⨯⨯⨯==ηD Q 6005.7(kW)/360097.06.22564.10058982.0r 3333=⨯⨯⨯==ηD Q 5936.1(kW)/360097.00.23084.10058949.0r 4444=⨯⨯⨯==ηD Q 9M 3、各效传热系数n K 蒸发器传热系数取经验数据，查[1]
℃⋅=21/2093m W K ℃⋅=22/1246m W K ℃⋅=23/1822m W K ℃⋅=24/814m W K
4、各效传热面积n S 由t
K Q
S ∆=
可得各效加热面积为: 21383m S = 22354m S = 23354m S = 24347m S =
各效加热面积误差小于10%，故合理。

取各效加热面积相等：24321360m F F F F F ===== 5、最终生产操作条件和数据
查[2]得生产操作条件和数据，如下表
表4.6 最终生产操作条件和数据
物性数据 单位
I 效 II 效 III 效 IV 效 加 热 室
蒸汽绝压 MPa
0.431 0.236 0.104 0.047 蒸汽温度 ℃
146.3 125.5 100.7 79.9 蒸汽热焓 kg kJ / 2746.0 2717.2 2678.1 2642.1 蒸汽潜热
kg kJ /
2130.1 2190.4 2256.6 2308.0 蒸 发 室
蒸汽绝压 MPa
0.244 0.108 0.049 0.012 蒸汽温度 ℃
.5 101.7 80.9 48.6 蒸汽热焓 kg kJ / 2718.7 2679.7 2643.9 2584.7 蒸汽潜热
kg kJ /
2187.5 2254.0 2305.5 2381.3 沸点升高 ℃ 8.3 7.1 6.2 5 各效沸点 ℃ 134.8 108.8 87.1 53.6 温度损失 ℃
2.3 2.7 4.3 5.3 有效温差 ℃ 9.2 14 9.3 21 热损失 %
5 4 3 3 蒸发水量 h kg / 10058.4 8952.0 8750.8 8851.4 传热系数 ℃⋅2/m W
2093 1246 1822 814 传热量 KW
7378.4 6180.1 6005.7 5936.1 计算面积 2m 383 354 354 347 实选面积
2m
360
360
360
360
3.5.4 蒸发器热量平衡表
以上衡算结果列表如下：
表3.7 I 效蒸发器热量平衡表
输入
h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量
2345216.54 6.06
排放盐浆带出热量
1685787.84
4.36
加热室蒸汽带入热量 36044545.2 93.22 排放母液带出热量
1408176 0.36
食盐结晶热
274594.32
0.72 二次蒸汽带出热量
27398700.2 70.86
系统损失热量 8041110.12 20.80
冷凝水带出热量
1397940.3
3.62
总计 38664356.06 100 38664356.06 100
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2087606.4
6.72
排放盐浆带出热量 1245223.2
4.00
加热室蒸汽带入热量 28748918.88
92.50
排放母液带出热量 103843.2 0.33
食盐结晶热
244389.6
0.78
二次蒸汽带出热量
23320624.32 75.03
系统损失热量
5494903.92 17.68
冷凝水带出热量
91620.24 2.96
总计 31080914.88 100 31080914.88 100
表3.9 III 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2040686.56
7.10
排放盐浆带出热量 597679.64
2.08
加热室蒸汽带入热量 26465662.08
92.07
排放母液带出热量 84007.68 0.29
食盐结晶热
238896.84
0.83
二次蒸汽带出热量
23230496.96 80.82
系统损失热量 4164177.6 14.49
冷凝水带出热量
668883.6
2.32
总计 28745245.48 100 28745245.48 100
表3.10 IV 效蒸发器热量平衡表
输入 h kJ /
% 输出 h kJ /
% 进罐料液带入热量 2064146.48
7.50
排放盐浆带出热量 695720.04
2.53
加热室蒸汽带入热量 25220432.16
91.62
排放母液带出热量 58419.24 0.21
食盐结晶热
241643.22
0.88
二次蒸汽带出热量
2291703.7 83.26
系统损失热量 3193542 11.60
冷凝水带出热量
660836.88
2.4
总计 27526221.86 100 27526221.86 100
3.6 各效物料衡算
3.6.1 物料衡算结果
1、各效产盐量n G n n W G 323.0= h kg G /9.32484.10058323.01=⨯=
同理可得 h kg G /5.28912= h kg G /5.28263= h kg G /28594= 2、各效进卤量n S n n W S 35.1= h kg S /8.135784.1005835.11=⨯=
同理可得 h kg S /2.120852= h kg S /6.118133= h kg S /4.119494=
3、各效循环量n
S ' n n W S 39.0=' h kg S /8.39224.1005839.01
=⨯=' 同理可得 h kg S /3.34912
=' h kg S /8.34123=' h kg S /1.34524=' 4、各效母液量n
S '' n n W S 0396.0='' h kg S /3.3984.100580396.01
=⨯='' 同理可得 h kg S /5.3542
='' h kg S /5.3463='' h kg S /5.3504='' 5、各效冷凝水闪发量
I 效 ： h kg W E /0.5224.100580519.00519.01=⨯=='
h kg W E /6.4434.100580441.00441.011
=⨯=='' II 效 ：h kg W E /8.4864.100580484.00484.012=⨯==
h kg W E /2.3814.100580379.00379.012
=⨯=='' III 效 ：h kg W E /4.4144.100580412.00412.013=⨯== 6、各效冷凝水量i D
h kg D /2.131261= h kg D /4.105802=
h kg D /4.98773= h kg D /4.95454=
3.6.2 物料衡算平衡表
以上衡算结果列表如下：
表3.11 I效蒸发器物料平衡表
输入质量（kg/h）输出质量（kg）卤水量13578.8 产盐量3248.9
蒸发水量10058.4
CaSO4 200.95
MgCl270.55
总计13578.8 总计13578.8
输入质量（kg/h）输出质量（kg）卤水量12085.2 产盐量2891.5
蒸发水量8952
CaSO4 178.9
MgCl262.8
总计12085.2 总计12085.2
表3.13 III效蒸发器物料平衡表
输入质量（kg/h）输出质量（kg）卤水量11813.6 产盐量2826.5
蒸发水量8750.8
CaSO4 174.9
MgCl261.4
总计11813.6 总计11813.6
输入质量（kg）输出质量（kg）卤水量11949.1 产盐量2859
蒸发水量8851.4
CaSO4 176.7
MgCl262
总计11949.1 总计11949.1
第四章 设备设计和选型
5.1 蒸发器
采用普遍使用的外加热强制循环蒸发器，此蒸发器主要由加热室、蒸发室和循环泵三部分组成，具有生产能力大，循环速度高、传热效果好、检修方便等特点。

5.1.1 加热室
1、加热管
加热管采用Φ57×3.5×7000的铜镍合金管
每根管加热面积为： ）（均2m 1759.170535.014.3l =⨯⨯=='d F π
横截面积： 001963.0d 4/2
=⨯=''内
πF 各效总加热面积： 2m 360=F 需要加热管根数： 3061759
.1360=='=
F F n 所以，加热管总截面积： )(601.0001963.03062m F =⨯= 实际加热面积： 28.3591759.1306m n F F =⨯='=
加热室外壳直径D 的确定，加热管用正三角形，取间距外d t 3.1=，则
b 21-n t
c '+=）（D
式中 b '-最外层管心至壳体壁距离，取外d b 5.1='，
241.193061.1n 1.1n c =⨯== n －管子根数；
所以 ()）（）（外外m 52.1d 5.121-241.191.3d b 21-n t 0=⨯+⨯='+=D
圆整为 1600mm ，查《蒸发器》[4]
，选用Φ1600×7的加热室。

2、循环管
（1）上循环管高
取管料液流速 s m u /2=，则每小时流量
h m /432736002601.03=⨯⨯
传热量按照I 效算，液温升高数
℃）
(41.13600
/35.3130043274
.7378=⨯⨯=∆t 其中料液比热℃⋅=kg kJ C /35.3，密度3kg/m 1300=ρ；
I 效蒸发室温度126.5，压力0.244MPa ，而126.5+1.41=127.91℃，对应的压力为0.254MPa ，故需要液压高度
)(24.12.1325
.10110)244.0254.0(3
m H =⨯⨯-=.
考虑液面波动取H=3.5m ，减去上循环出口控制高度 1.0m 则上循环管高
)(5.20.15.3m h =-=
（2）上循环管直径s D
取横截面积与加热管总截面积比为1：1.2. 则 m D s 96.014
.32
.1601.04=⨯⨯=
（3）下循环管直径x D 取管横截面积与加热管总截面积比1：1.5。

则 m D x 07.114
.35
.1601.04=⨯⨯=
圆整为1000mm ，选用Φ1000×10的管子用平焊法[5]
兰如下：
表5.1 循环管法兰
公称
直径
管子外径A 1 连接尺寸 法兰外径
螺栓孔中心圆直径
螺栓孔直径
螺栓孔数量
螺纹 法兰
厚度
法兰径
法兰理论质量 DN
A
B
D
K
L
N Th C A
B
kg 1000 1016 1020 1175 1120 30 28
M27
42
1020 1024
79.4
3、加热室附件 （1）蒸汽接管管径
①生蒸汽进口管径的确定
由于生蒸汽的压0.431MPa ，温度为146.3℃，查[2]得生蒸汽的密度为
317.2=ρkg/m3，流速一般取20～40m/s ，取40m/s 则：s m D Vs /5.1427
.236002
.131********=⨯==
ρ
m u Vs
d 219.040
14.35
.144=⨯⨯==
π
取整为d=0.3m
核算流速度：u=24d Vs π= 2
3
.014.35
.14⨯⨯=21.2m/s 圆整为300mm ，
②二次蒸汽管管径的确定
第一效的二次蒸汽压力为0.244MPa ，温度为126.5℃，查[2]得蒸汽的密度1.355kg/m3，一般流速取40m/s 则s m W Vs /06.2355
.136004
.10058360031=⨯==
ρ
m u Vs
d 256.040
14.306
.244=⨯⨯==
π
取整为0.3m
核算流速度：u=24d Vs π= 2
3.01
4.306
.24⨯⨯=29.2m/s
圆整为300mm ，
第二效的二次蒸汽压力为0.108MPa,温度为101.7℃，查[2]得蒸汽的密度
633.0=ρkg/m3，一般流速取40m/s 则 s m W Vs /93.3633
.036008952
360032=⨯==
ρ
m u Vs
d 354.040
14.393
.344=⨯⨯==
π
取整为0.5m
核算流速度： u=24d Vs π= 2
5.014.393
.34⨯⨯=20.0m/s 圆整为500mm
第三效的二次蒸汽压力为0.049MPa, 温度为80.9℃，查[2]得蒸汽的密度304.0=ρkg/m3，一般流速取40m/s ，则 s m W Vs /83.2304
.036008
.8750360033=⨯==
ρ
m u d 3.040
14.3=⨯==
π 取整为300mm
核算流速度：u=
24d Vs π= 2
3
.014.383
.24⨯⨯=20m/s 圆整为300mm
第四效的二次蒸汽压力为0.012MPa, 温度为48.6℃，查[2]得蒸汽的密度0.39kg/m3，一般流速取40m/s ，则 s m W Vs /3.639
.036004.8851360033=⨯==
ρ
m u Vs
d 448.040
14.33
.644=⨯⨯==
π
取整为500mm
核算流速度：u=
24d Vs π= 2
5
.014.33
.64⨯⨯=32.1mm 圆整为500mm
（2）料液进口管径
一效的出料管： 一效出料管可以按照1～2m/s 的流速确定管径，取流速为1m/s ，则
s m S Vs /00315.01199
36008
.135********=⨯==
ρ
m u Vs
d 063.01
14.300315
.044=⨯⨯==
π
取整为0.1m 核算流速度：u=24d Vs π= 2
1
.014.300315
.04⨯⨯=0.40m/s 圆整为100mm
二效的出料管： 二效出料管可以按照1～2m/s 的流速确定管径，取流速为1m/s ，则
s m S Vs /0028.01199
36002.12085360032=⨯==
ρ
m u d 06.01
14.3=⨯==
π
取整为0.1m
核算流速度：u=
24d Vs π= 2
1
.014.30028
.04⨯⨯=0.36m/s 圆整为100mm
三效的出料管： 三效出料管可以按照1～2m/s 的流速确定管径，取流速为1m/s ， 则 s m S Vs /0027.0119936006
.11813360033=⨯==
ρ
m u
Vs
d 059.01
14.30027
.044=⨯⨯==π 取整为0.08m
核算流速度：u=
24d Vs π= 2
08.014.30027
.04⨯⨯=0.54m/s 圆整为80mm
三效的出料管： 三效出料管可以按照1～2m/s 的流速确定管径，取流速为1m/s ， 则： s m S Vs /0028.01199
36004
.11949360034=⨯==
ρ
m u Vs
d 06.01
14.30028
.044=⨯⨯==π 取整为0.08m
核算流速度：u=
24d Vs π= 2
08.014.30028
.04⨯⨯=0.56m/s 圆整为80mm
（3）冷凝水和不凝汽管径确定
根据前面计算和经验选取冷凝水和不凝汽的管口直径[6]
分别为：100mm 和50mm 。

表5.2 接管直径一览表
项目
一效 二效 三效 四效 蒸汽进口接管直径mm 300 300 500 300 第二次蒸汽出口接管直径mm 300 500 300 500 料液进口接管直径mm 100 100 80 80 料液出口接管直径mm
100
80
80
80
以上各法兰在设计中均采用平焊法兰，查《化工设备机械基础》[7]
得，各法兰设计参数列于下表：
表5.3 法兰的各种参数(mm)
DN H d
S D
1D 2D
f b d
螺 栓 焊 缝 法兰伸出长度 数量
直径 K
H 300 325 8 435 395 365 4 22 23 12 M20 9 10 250
在横面流速为4.5s m /，则 mm u W d 29873600
078.05.414.34
.8851444=⨯⨯⨯⨯==
ρπ 式中 4W -IV 效蒸汽量)/(h kg
圆整为 3000mm ，选用Φ3000×6的蒸发室。

2、高度H
(1)蒸发空间高度1H 因蒸发空间高不低于3～4m 所以取1H =4m 。

(2)上下循环管间距2H
设循环泵流量为Q=7200h m /3，为减少温差损失，料液在罐停留时间为10秒，则
m D H 86.23600
987.214.34
1072004/103600/7200222=⨯⨯⨯⨯=⨯=
π
（3）上循环管至液面高3H
为了避免加热室料腾，上循环管距加热室上花板有一高度，但还是
需要一定的液柱高度，以防管沸腾，所以取 m H 0.13= （4）下循环管至截体距离4H
为使盐浆能注入盐脚，下循环管至截体应维持一定直筒高度，一般取m H 2.14=.所以蒸发室直筒高度为
05.94321=+++=H H H H H
3、盐脚尺寸的确定
（1）冲孔直径取5mm ，冲孔间距6.5mm ，锥角0
90 (2) 大块盐排出管径取100mm (3) 盐脚直径
盐脚垂直下盐量
产盐量
=
24/1d π 式中 盐脚垂直下盐量 1.410h ⋅2kg/cm
I 效盐脚直径： m d 542.01041.114.39
.324844
1=⨯⨯⨯=
；
II 效盐脚直径： m d 511.010
41.114.35
.289144
2=⨯⨯⨯=
； III 效盐脚直径： m d 505.01041.114.35
.282644
3=⨯⨯⨯=
；。