蒸发器尺寸设计
蒸发器尺寸设计
蒸发器工艺尺寸计算加热管的选择和管数的初步估计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*2.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。
管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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=2M，38*2.5mm可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，=124（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，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m.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则考虑的。
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。
循环管内径以D1表示，则所以mm对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。
选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n和n’相差不大。
循环管的规格一次确定。
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中。
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较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1.25—1.5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，相应的管心距则是定值。
我们选用的设计管心距是：确定加热室内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。
薄膜蒸发器
刮膜蒸发器（分子蒸馏）一、概述：二十世纪50年代，国外“Luwa”和“Samesre uther”公司对刮膜蒸发器（又称薄膜蒸发器）就已进行开发制作，发展至今刮膜蒸发器已被大家普遍认可和接受。
今天HEC公司作为蒸发器专业研制公司，在蒸馏、浓缩、脱气、脱色、脱臭、干燥和反应领域里解决不同的工艺处理过车工内和特殊要求的问题；并提供更广泛的、不同类型的刮膜蒸发器应用、例如：1. 提供一个适用范围广、不同2. 应用的各种转子类型；3. 垂直或卧式结构；4. 圆柱或锥型设计；5. 顺流或逆流工作原理；刮膜蒸发器特性：刮膜蒸发器主要有下列技术特性和其它蒸发器有所不同：▲操作弹性大：由于刮膜器独有的性能，使其适宜于处理易结垢、结晶、起泡和要求平稳蒸发、高粘性及随浓度提高粘度急剧增加的物料，其蒸发过程也呢功能平稳处理；▲连续操作：连续进料、连续出料，调节进料量控制出料浓度；▲处理热敏感：因为在整个装置里短的停留时间和低的蒸发温度；▲高蒸发性能：由于刮膜器的特性，加热面具有高的表面热通量；▲损失量小：万一产品改变损失量小，因为物料在蒸发器里无滞留；▲真空压降小：物料汽化气体从加热面送到外置的冷凝器，需要一定的压差。
在一般的蒸发器中，这种压差要求（△p）通常是比较高的，有时甚至高的难于接受。
而刮膜蒸发器有较大的气体穿越空间，蒸发器内压力能看成与冷凝器中的压力几乎相等，因此，压差可以很小即真空度可达1mmHg。
二、刮膜蒸发器工作原理基础：根据混合物中两种不同沸点的物料进行分离。
在这里，产品的热分离归诸于刮膜蒸发器的机械力产生薄膜和高速湍动。
当待处理物料进入刮膜蒸发器后，首先和转子上的布料器相接触，并被均匀地分配到筒壁，然后靠第一组刮膜片加速并立即在加热面上形成（0.5-3.5mm）间隙的液膜；在每一个刮膜片前面（Ⅱ区）的流体形成一个涡流（见图1），在加热面和叶片顶部之间间隙里的流体被非常高的湍动，并导致强烈传热和传质，甚至高粘度产品在这湍动下产生高的热传递系数。
双效蒸发器详细设计文件讲解
目录1.设计题目: 双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择 22.任务书 22.1设计任务及操作条件 22.2 设计项目 23. 蒸发工艺设计计算 33.1各效蒸发量及完成液液浓度估算 33.1.1总蒸发量的计算 33.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 33.2多效蒸发溶液沸点和有效温度差的确定 53.3 根据有效传热总温差求面积 83.3.1 则重新分配温差 83.3.2计算各效料液温度 83.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数 83.5 计算结果列表 104. 蒸发器的主要结构尺寸设计 114.1加热管的选择和管数的初步估算 114.2 循环管的选择 114.3 加热室直径及加热管数目的确定 124.4 分离室直径与高度的确定 144.5 接管尺寸的确定 154.5.1 溶液的进出口径 154.5.2 加热蒸汽与二次蒸汽出口 154.5.2 冷凝水出口 164.6蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图 165．蒸发装置的辅助设备 185.1 汽液分离器 185.2 蒸汽冷凝器 186. 工艺计算汇总表 197. 对本设计进行评述 19参考文献 201.设计题目: 双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择2.任务书2.1设计任务及操作条件含固形物16%（质量分率，下同）的鲜牛乳，拟经双效真空蒸发装置进行浓缩，要求成品浓度为46%，原料液温度为第一效沸点（60℃），加热蒸汽压力为250kPa(表，冷凝器真空度为92kPa，日处理量为24吨/天，日工作时间为8小时，试设计该蒸发过程。
假定采用中央循环管式蒸发器，双效并流进料，效间流动温差损失设为1K，第一效采用自然循环，传热系数为900w/(m2·k，第二效采用强制循环，传热系数为1800w/(m2·k，各效蒸发器中料液液面均为1m，各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出，并假设各效传热面积相等，忽略热损失。
2.2 设计项目2.1写出设计计算书（计算过程及计算结果尽量表格化）。
六效蒸发器施工方案
六效蒸发器施工方案1.工程概况蒸发工段有八台蒸发器，为本车间的最主要生产设备。
为确保八台蒸发器的施工质量，特编制本方案。
八台六效蒸发器位于总平面图X=71300、Y=53950处，紧邻检修道路。
其技术参数如下：六效蒸发器技术参数表2.编制依据1)招标文件及相关初步设计图纸2)《中低压化工设备施工及验收规范》HGJ 209-833)《化工工程建设起重施工规范》HGJ 201-834)KH700履带吊车性能表3.编制说明本方案是在施工图纸及文件基本没有的情况下编制的，是蒸发器安装施工的原则性方案。
在具体施工时，应根据实际情况作相应修改。
以蒸发器均为成品到货考虑安装。
4.施工工序基础验收→开箱检验→设备吊装→找正找平、预留孔灌浆→二次灌浆→结构安装、内件安装→设备清扫及封闭5.施工方法基础验收应在基础施工单位提交质量合格证明书、测量记录及其他施工技术资料后进行，对基础进行外观及各部尺寸和位置偏差数值进行检查，符合有关规范和设计文件的规定后，方可进行设备吊装作业。
开箱检验应在建设单位有关人员的参与下，对设备的名称、类别、型号、规格、外观及管口方位、有关技术参数进行检验，并填写《设备验收、清点记录》。
设备安装前应考虑存放、保管地点和方法，保证设备安全和性能不受破坏，保护配件不被损坏及丢失。
5.1蒸发器吊装1)吊装前，按设计图样或文件要求画定安装基准线及定位基准标记，并对八台蒸发器确定共同的基准。
2)对蒸发器附件及地脚螺栓进行检查，不得有损坏及锈蚀，要检查设备的方体温表标记、重心标记及吊挂点，不符合者，应予补充。
3)还要对内壁的基准圆周线检查，基准圆周线应与设备轴线相垂直，以保证内件安装的准确性。
4)厂房北侧结构框架横梁除（E）-（1）至（E）-（2）、（E）-（10）至（E）-（11）外，均应在吊装就位以后再行安装5.2吊装方案：因抱杆吊装需要的施工周期长，准备工作多，以及存在各种不安全因素，再考虑到吊装的吨位也不是太大，根据我公司目前的装备水平，选用150t履带吊进行吊装，下面以吊装Ⅵ效蒸发器为例说明方案的实施办法。
薄膜蒸发器原理及规格
薄膜蒸发器（无锡海源）一、概述薄膜蒸发器是通过旋转刮膜器强制成膜，并高速流动，热传递效率高，停留时间短（约10~50秒），可在真空条件下进行降膜蒸发的一种新型高效蒸发器。
它由一个或多个带夹套加热的圆筒体及筒内旋转的刮膜器组成。
刮膜器将进料连续地在加热面刮成厚薄均匀的液膜并向下移动；在此过程中，低沸点的组份被蒸发，而残留物从蒸发器底部排出。
二、性能特点·真空压降小：物料汽化气体从加热面送到外置的冷凝器，存在一定的压差。
在一般的蒸发器中，这种压力降（Δp）通常是比较高的，有时甚至高得难于接受。
而刮板式薄膜蒸发器有较大的气体穿越空间，蒸发器内压力能看成与冷凝器中的压力几乎相等，因此，压力降很小,真空度可达5mmHg。
·操作温度低：由于上述特性，这使得蒸发过程可以保持在较高真空度条件下进行。
由于真空度的提高，与之相应的物料沸点迅速降低，因此，操作可以在较低温度下进行，降低了产品的热分解。
·受热时间短：由于刮板式薄膜蒸发器的独特结构，刮膜器具有泵送作用，使得物料在蒸发器内的停留时间很短；另，在加热的蒸发器上由于薄膜的高速湍流使得产品不会滞留在蒸发器表面。
因此，特别适用于热敏性物料的蒸发。
·蒸发强度高：物料沸点的降低，增大了同热介质的温度差；刮膜器的功能，减小了呈现湍流状态的液膜厚度，降低了热阻。
同时，在这过程中抑制物料在加热面结壁、结垢，并伴有良好的热交换，因此，提高了刮板式薄膜蒸发器的总传热系数。
·操作弹性大：正是由于刮板式薄膜蒸发器独有的性能，使其适宜于处理热敏性和要求平稳蒸发的、高粘度的及随浓度提高粘度急剧增加的物料，其蒸发过程也能平稳蒸发。
它还能成功地应用于含固颗粒、结晶、聚合、结垢等情况物料的蒸发和蒸馏。
三、应用领域在热交换工程中，刮板式薄膜蒸发器得到广乏的应用。
尤其对热敏性物料（时间短暂）的热交换，刮膜器有利于热交换的进行，并通过不同的刮膜器设计，能进行复杂产品的蒸馏。
蒸发器的设计计算
蒸发器的设计计算蒸发器设计计算已知条件：工质为R22，制冷量为3kW，蒸发温度为7℃。
进口空气的干球温度为21℃，湿球温度为15.5℃，相对湿度为56.34%；出口空气的干球温度为13℃，湿球温度为11.1℃，相对湿度为80%。
当地大气压力为Pa。
1.蒸发器结构参数选择选择φ10mm×0.7mm紫铜管，厚度为0.2mm的铝套片作为翅片，肋片间距为2.5mm，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向的管间距为25mm，沿气流方向的管排数为4，迎面风速为3m/s。
2.计算几何参数翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为10.4mm，沿气流方向的管间距为21.65mm，沿气流方向套片的长度为86.6mm。
设计结果为每米管长翅片表面积为0.3651m²/m。
每米管长翅片间管子表面积为0.03m²/m。
每米管长总外表面积为0.3951m²/m。
每米管长管内面积为0.027m²/m。
每米管长的外表面积为0.m²/m。
肋化系数为14.63.3.计算空气侧的干表面传热系数1）空气的物性空气的平均温度为17℃。
空气在下17℃时的物性参数为：密度为1.215kg/m³，比热容为1005kJ/(kg·K)。
2）空气侧传热系数根据空气侧传热系数的计算公式，计算得到空气侧的干表面传热系数为12.5W/(m²·K)。
根据给定的数据，蒸发器的尺寸为252.5mm×1mm×10.4mm。
空气在最窄截面处的流速为5.58m/s，干表面传热系数可以用小型制冷装置设计指导式(4-8)计算得到，计算结果为68.2W/m2·K。
在确定空气在蒸发器内的变化过程时，根据进出口温度和焓湿图，可以得到空气的进出口状态点1和点2的参数，连接这两个点并延长与饱和气线相交的点w的参数为hw25kJ/kg。
dw6.6g/kg。
tw8℃。
2吨双效蒸发器
2000㎏/h蒸发器技术(jìshù)方案一、2000㎏双效蒸发器（一）蒸发量为2.0T/h，完全用生蒸汽加热(jiā rè)浓缩：总蒸发速率(sùlǜ)：2.0T/h各效蒸发量：Ⅰ效：1.05T/h Ⅱ效：0.95T/h进料温度(wēndù) 35℃，出料温度(wēndù) 可调节进料浓度55%，出料浓度 80%冷凝水3.5T/h 约55℃最大蒸汽消耗量:1.2T/h循环冷却水30-37.5℃ 100m3/h冷却塔参数:循环量100m3/h运行总功率：52KW（含冷却系统）设备占地尺寸:3600X4000X8500(长X宽X高)设备运行总质量:10T（二）、设计各效温度参数：一效二效加热蒸汽温度： 95℃ 75℃蒸发压力： -0.061 -0.080二次蒸汽温度： 75℃ 55℃（三）、蒸发器说明a、物料走向通过进料泵将要浓缩的物料经过流量计、送入二效蒸发器，物料经过二效上部的液体分配装置保证进入每根管的物料相同，液膜在向下部出口流动过程中加速，由于重力及液体形成的蒸汽作用下流速增加。
水蒸汽及部分浓缩的物料离开管束到蒸发器的底部，大部分液体集中在下部的缓冲区并由此离开，二次蒸汽及少量液体通过连接通道进入分离器，二次蒸汽与液体在此分离，从顶部离开的二次蒸汽由列管冷凝器从二效出来的物料通过循环泵在二效蒸发器进行自身循环，部分物料通过经过旁通送入一效蒸发器，物料经过一效上部的液体分配装置，以保证进入每根管的物料相同，液膜在向下部出口流动过程中加速，由于重力及液体形成的二次蒸汽作用下流速增加。
水蒸汽及部分浓缩的物料离开管束到蒸发器的底部，大部分液体集中在下部的缓冲区并由此离开，二次蒸汽及少量液体通过连接通道进入分离器，二次蒸汽与液体在此分离，从顶部离开的二次蒸汽做为二效蒸发器热媒。
从一效出来的物料通过循环泵在一效蒸发器进行自身循环，部分物料通过旁通送入结晶罐，顶部分离出二次汽进入冷凝器，浓液物料通过轴流泵在结晶加热器中循环。
蒸发器设计
目录第一章设计方案的确定 (3)1.1 蒸发器的类型与选择 (3)1.2 蒸发操作条件的确定 (1)1.2.1 加热蒸汽压强的确定 (1)1.2.2 冷凝器操作压强的确定 (2)第二章蒸发工艺的设计计算 (2)2.1 蒸发器的设计步骤 (2)2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算 (2)2.3溶液沸点和有效温度差的确定 (3)2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失∆/ (4)2.3.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失∆'' (4)2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失∆''' (5)2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差 (6)2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (6)2.5估算蒸发器的传热面积 (7)2.6温差的重新分配与试差计算 (8)2.6.1重新分配各效的有效温度差 (8)2.6.2重复上述计算步骤 (9)第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计 (14)3.1 加热管的选择和管束的初步估计 (14)3.1.1 循环管直径的选择 (14)3.1.2 加热室直径及加热管数目的确定 (15)3.1.3分离室直径和高度的确定 (16)3.2接管尺寸的确定 (15)3.2.1溶液的进出口管 (15)3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管 (15)3.2.3冷凝水出口 (16)第四章蒸发装置的辅助设备的设计 (17)4.1 气液分离器 (17)4.2蒸汽冷凝器主要类型 (17)4.3蒸汽冷凝器的设计与选用 (19)4.3.1工作水量的计算 (19)4.3.2喷射器结构尺寸的计算 (19)4.3.3射流长度的决定 (22)第五章设计结果一览表 (22)结束语.............................................. 错误!未定义书签。
主要参考文献........................................ 错误!未定义书签。
蒸发器技术规范书
蒸发器技术规范书-标准化文件发布号：（9456-EUATWK-MWUB-WUNN-INNUL-DDQTY-KII蒸发器技术规范书1.技术规范1 总则1.1 本规范书专用于皇明洁能控股有限公司太阳能光热项目蒸发器技术规范书，它包括蒸发器本体及辅助设备的功能设计、结构、性能、安装和试验等的技术要求。
1.2 设备生产厂家具备一二类或者以上压力容器制造和设计资质；1.3 在签订合同之后，需方有权提出因规范标准和规程发生变化而产生的一些补充要求，具体项目由供、需双方共同商定。
2 设计要求（注：未填写内容由供货厂家填写）2.1 蒸发器技术规范书2.1.1 型号：2.1.2 型式：卧式2.1.3 蒸发器尺寸:2.1.4 蒸汽进管径： mm2.1.5 水进出口管径： mm2.1.6蒸发器（水侧）阻力：2.1.7 设备台数：1台2.1.8 高温油侧：供油300℃，回油：180℃，油量：5.8t/h2.1.9蒸汽侧：蒸发器出口温度：200℃，给水温度：60℃，蒸汽流量：0.5t/h 2.1.10 蒸发器 (油侧)工作压力：0.2MPa2.1.11蒸发器（水侧）工作压力：1.2Mpa2.1.12 蒸汽换热后导热油温度：低于180℃3 技术要求3.1 设备说明本期蒸发器都应有结构上独立的本体。
3.2 技术性能要求3.2.1 蒸发器换热能力蒸发器应在需方提供的设计条件下能达到保证换热能力，并有不低于20%的余量。
3.2.2 在正常工作条件下，不出现任何渗漏。
3.2.3 蒸发器汽侧设计压力2.5Mpa。
3.2.4 蒸发器汽侧设计温度200℃。
3.2.5 各接口法兰详细的连接尺寸及接口方位应与设计院协商后确定，法兰应符合HG20592-97系列标准。
3.3 液温控制系统温度控制由人工设定,电动调节阀完成。
推荐选用西门子品牌。
3.4 设备制造要求设备制造应按《中华人民共和国国家标准》蒸发器有关标准进行。
4 质量保证及考核试验4.1 设备产品设计、制造应遵照的规范和标准4.1.1 有新版本实施时应采用最新版本。
蒸发器技术规范书
蒸发器技术规范书蒸发器技术规范书1.技术规范1 总则1.1 本规范书专用于皇明洁能控股有限公司太阳能光热项目蒸发器技术规范书，它包括蒸发器本体及辅助设备的功能设计、结构、性能、安装和试验等的技术要求。
1.2 设备生产厂家具备一二类或者以上压力容器制造和设计资质；1.3 在签订合同之后，需方有权提出因规范标准和规程发生变化而产生的一些补充要求，具体项目由供、需双方共同商定。
2 设计要求（注：未填写内容由供货厂家填写）2.1 蒸发器技术规范书2.1.1 型号：2.1.2 型式：卧式2.1.3 蒸发器尺寸:2.1.4 蒸汽进管径： mm2.1.5 水进出口管径： mm2.1.6蒸发器（水侧）阻力：2.1.7 设备台数：1台2.1.8 高温油侧：供油300℃，回油：180℃，油量：5.8t/h2.1.9蒸汽侧：蒸发器出口温度：200℃，给水温度：60℃，蒸汽流量：0.5t/h 2.1.10 蒸发器 (油侧)工作压力：0.2MPa2.1.11蒸发器（水侧）工作压力：1.2Mpa2.1.12 蒸汽换热后导热油温度：低于180℃3 技术要求3.1 设备说明本期蒸发器都应有结构上独立的本体。
3.2 技术性能要求3.2.1 蒸发器换热能力蒸发器应在需方提供的设计条件下能达到保证换热能力，并有不低于20%的余量。
3.2.2 在正常工作条件下，不出现任何渗漏。
3.2.3 蒸发器汽侧设计压力2.5Mpa。
3.2.4 蒸发器汽侧设计温度200℃。
3.2.5 各接口法兰详细的连接尺寸及接口方位应与设计院协商后确定，法兰应符合HG20592-97系列标准。
3.3 液温控制系统温度控制由人工设定,电动调节阀完成。
推荐选用西门子品牌。
3.4 设备制造要求设备制造应按《中华人民共和国国家标准》蒸发器有关标准进行。
4 质量保证及考核试验4.1 设备产品设计、制造应遵照的规范和标准4.1.1 有新版本实施时应采用最新版本。
4.1.2 油漆包装技术标准采用 JB4711。
蒸发器尺寸参考标准
蒸发器尺寸参考标准
蒸发器的尺寸参考标准因具体应用和设备类型而异。
以下是一些常见的蒸发器尺寸参考标准：
蒸发面积：蒸发器的蒸发面积是根据需要处理的液体量、蒸发速率等因素确定的。
一般来说，蒸发器的蒸发面积越大，处理能力越强。
蒸发器高度：蒸发器的高度取决于其设计、安装和使用环境。
一般来说，蒸发器的高度越高，其处理能力越强，但也需要考虑安装和维护的方便性。
蒸发器材质：蒸发器的材质根据具体应用和介质性质而选择。
常用的材质有不锈钢、碳钢、铜等。
蒸发器结构：蒸发器的结构根据具体应用和设计要求而确定。
常见的结构形式有立式、卧式、螺旋式等。
需要注意的是，蒸发器的尺寸参考标准并不是固定的，需要根据具体的应用和设备要求进行选择和设计。
同时，在选择蒸发器时，还需要考虑其性能、可靠性、维护性等因素。
蒸发器的设计
蒸发器主体为加热室和分离室，蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径及高度；加热管的规格、长度及在花板上的排列方式、连接管的尺寸。
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计3.1.1管子长度的选择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。
本次设计选用外循环式蒸发器，国产外循环式蒸发器蒸发器的管长一般从2560到3000mm不等，具体参考《糖汁加热与蒸发》[1]第139页表6-1，再根据糖汁的黏度情况，选择加热管以及板管型号如下表3-1所示：表3-1加热选择参数因加热管固定在管板上，管板选择考虑到管板厚所占有的传热面积，以及因焊接所需要每端留出的剩余长度，则计算理论管子数n时的管长实际可以按以下公式计算：L=（L0-0.1）m=3-0.1=2.9 m前面已经计算求得各效面积A取500m2n= = =1307加热管的排布方式按正三角形排列，查《常用化工单元设备设计》[3]第163页表4-6，知道当管数为1303时，排布为a=19层，1307与1303相差不大，在这可以取19层进行计算。
其中排列在六角形内管数为 =1027根，其余排列在弓形面积内，如果按标准间距即管间距离54mm排列，则有四根管排不下，四根管的总面积为：A3=3.1415926×0.042×2.9×3=1.53 m2鉴于前面已经取1.11的安全系数，如果现在取1303根管，则总面积为：=500-1.53=498.47 安全系数为 K= =1.108在安全系数范围内，所以可以不要三根管，取1303根。
3.1.2加热壳体的直径计算D=t(b-1)+2eD-----壳体直径，m；t------管间距，m；b-----沿直径方向排列的管子数目；,在此取 e-----外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取e=(1.0～1.5)d1.5。
b =2a-1=2×19-1=37D=0.054×(37-1)+2×1.5×0.042＝2.07m参考《糖厂技术准备第三册》[6]第198页表9-2,本次设计常用标准形式的外循环式蒸发器,型号为TWX-550,有关参数如下表所示取标准的壳体直径为2400mm，具体参数如下表3-2-1，3-2-2所示：表3-2-1外循环管蒸发器有关技术参数表3-2-2 管蒸发器有关技术参数3.3 分离室直径与高度的校核分离室的直径取决于分离室的体积，而分离室体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。
蒸发器尺寸设计
蒸发器尺寸设计集团文件版本号：（M928-T898-M248-WU2669-I2896-DQ586-M1988）蒸发器工艺尺寸计算加热管的选择和管数的初步估计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*2.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。
管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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=2M，38*2.5mm可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，=124（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，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m.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则考虑的。
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。
循环管内径以D1表示，则所以mm对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。
选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n和n’相差不大。
循环管的规格一次确定。
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中。
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较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1.25—1.5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，相应的管心距则是定值。
6平方薄膜蒸发器参数
6平方薄膜蒸发器是一种常用的传热设备，广泛应用于化工、制药、食品等行业。
它通过在薄膜表面形成液膜，使液体在薄膜上形成薄膜层流，从而提高传热效率和传质效率。
下面将详细介绍6平方薄膜蒸发器的参数。
一、结构参数1. 蒸发器尺寸：6平方薄膜蒸发器的有效蒸发面积为6平方米，通常采用长方形或圆柱形结构。
2. 材料选择：常见的材料包括不锈钢、玻璃钢等，具有良好的耐腐蚀性和传热性能。
3. 薄膜厚度：薄膜的厚度通常在0.1mm-0.3mm之间，可以根据具体工艺要求进行选择。
二、操作参数1. 进料流量：进料流量是指单位时间内进入蒸发器的液体流量，通常以升/小时为单位。
进料流量的大小会影响薄膜层的稳定性和传热效果，需要根据具体工艺条件进行调整。
2. 进料浓度：进料浓度是指进入蒸发器的液体中所含溶质的质量百分比。
进料浓度的高低会影响薄膜层的稳定性和传质效果，需要根据具体工艺要求进行调整。
3. 蒸汽压力：蒸汽压力是指蒸发器内部的蒸汽压力，通常以帕斯卡（Pa）为单位。
蒸汽压力的大小与传热效率密切相关，需要根据具体工艺要求进行调整。
4. 出料浓度：出料浓度是指从蒸发器中排出的液体中所含溶质的质量百分比。
出料浓度的高低受进料浓度、进料流量和蒸汽压力等参数的影响，需要根据具体工艺要求进行调整。
三、传热参数1. 传热系数：传热系数是指单位面积上单位时间内传递的热量，通常以瓦特/平方米·开尔文（W/(m²·K)）为单位。
传热系数的大小与薄膜表面的温度差、薄膜厚度、薄膜材料和流体性质等因素有关，可以通过实验或计算进行确定。
2. 温差：温差是指薄膜表面和进料液体之间的温度差，通常以摄氏度（℃）为单位。
温差的大小对传热效果有着重要影响，需要根据具体工艺要求进行调整。
四、其他参数1. 清洗方式：薄膜蒸发器的清洗方式有物理清洗和化学清洗两种，具体选择取决于薄膜材料和工艺要求。
2. 能耗：能耗是指单位时间内薄膜蒸发器所消耗的能量，通常以千瓦时（kWh）为单位。
壳管式干式蒸发器设计说明书
毕业设计（论文）题目名称：50kW壳管式干式蒸发器设计学院名称：能源与环境学院班级：学号：学生姓名：指导教师：2014年5月论文编号：20100112413050kW壳管式干式蒸发器设计50kW tubular DX evaporator design学院名称：能源与环境学院班级：学号：学生姓名：指导教师：2014年5月摘要换热器是化工生产中重要的设备之一，它是一种冷热流体间传递热量的设备，其中壳管式换热器应用最为广泛。
本设计为壳管式干式蒸发器的设计，换热器类型选择为U型管式换热器。
U型管式换热器仅有一个管板，两端均固定于同一管板上，管子可以自由伸缩，无热应力，热补偿性能好；管程采用双管程，流程较长，流速较高，传热性能较好，承压能力强，结构比较简单、价格便宜，适用于管、壳壁温差较大或者壳程介质易结垢需要清洗又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合，特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性强的物料。
U型管式换热器的主要结构包括管箱、筒体、封头、换热管、接管、折流板、防冲板和导流筒、防短路结构、支座及管壳程的其他附件等。
随着国家对节能产品的提倡，满液式机组也越来越受到欢迎。
满液式机组与普通冷水机组的区别就在于蒸发器采用了满液式蒸发器，而普通冷水机组采用干式蒸发器。
满液式蒸发器与干式蒸发器二者的明显区别在于制冷剂流程的不同，满液式蒸发器制冷剂走壳程，制冷剂从壳体下部进入，在传热管外流动并受热沸腾，蒸汽从壳体上部排出。
干式蒸发器中制冷剂走管程，即制冷剂从端盖下部进入传热管束，在管内流动受热蒸发，蒸汽从端盖上部排出。
换热器作为传热设备随处可见，在工业中应用非常普遍，特别是耗能用量十分大的领域，随着节能技术的飞速发展，换热器的种类开发越来越多。
关键词：干式蒸发器，U型管式换热器，结构，设计计算IAbstractHeat exchanger is one of the important equipment in chemical industry ，it transfer heat between cold and heat fluid. In this heat exchanger the tubular heat exchanger is most widely used.This design is a tubular DX evaporator. The type of the heat exchanger is the U type heat exchanger. U type heat exchanger with a tube plate, both ends of which are fixed on the same tube plates, tubes can be freely telescopic, thermal stress, thermal compensation performance is good; tube with double tube pass, longer process, the flow velocity is higher, the heat transfer performance is good, strong bearing ability, simple structure, cheap price, applied to the tube, the larger temperature difference between the shell wall or shell pass medium easy scaling needs cleaning and not suitable for floating head type and fixed tube plate occasions, especially suitable for the tube away clean and not easy to scale the high temperature, high pressure, strong corrosive materials. U type heat exchanger main structure consists of a tube box, cylinder, head, tube, pipe, baffle plate, front panel and draft tube, short circuit protection structure, support and other accessories such as pipe shell.Flooded chiller is being more and more popular with our government’s promotion of energy saving products．The major difference between flooded chiller and normal chiller is their evaporator installed inside，flooded evaporator was installed in flooded chiller while DX evaporator in normal chiller．The obvious difference of these two kinds of chillers is their refrigeration passes．In the flooded chiller，refrigerant runs into shell from the bottom，then flows outside of heat exchanging piping，being heated and boiled，turns into vapor and being discharged from the top of shel1．In DX evaporator，refrigerant runs inside tubes．It enters tube bundles from the bottom of end cover，flows inside the tubes，being heated and evaporates，then being discharged from top of end cover．Heat exchanger is wide used in industry，special in energy consumption field. As energy-saving technology moving,，more serious heart exchanger will appear. Keywords：DX evaporator，U type heat exchanger，structure，design and calculation目录1 绪论 (1)1.1 课题的提出和研究内容 (1)1.1.1 课题背景 (1)1.1.2 课题任务 (2)1.2 干式蒸发器 (2)1.2.1 干式蒸发器简介 (2)1.2.2 干式蒸发器与满液式蒸发器的区别 (2)1.3 壳管式换热器 (3)1.3.1 壳管式换热器简介 (3)1.3.2 壳管式换热器分类 (4)1.3.3 壳管式换热器的发展 (6)2 设计与计算的理论概述 (8)2.1 壳管式换热器的结构 (8)2.1.1 管程结构 (8)2.2.2 壳程结构 (8)2.2 管程和壳程数的确定 (9)2.3 流动空间的选择 (9)2.4 流体流速的选择 (11)2.4 流体流动方式的选择 (12)2.5 流体温度和流体终温的确定 (12)2.6 材质的选择 (12)3 结构初步设计计算 (13)3.1 设计方案确定/ (13)3.2 设计条件确定 (13)3.3 制冷剂质量流量计算 (13)3.4 冷冻水流量计算 (13)3.5 对数传热温差初步计算 (14)3.6 管长初步计算 (14)3.7 结构初步设计 (15)4 换热器计算 (17)4.1 壳程换热系数计算 (17)4.2 管内换热系数的计算 (18)4.3 制冷剂流动阻力及传热温差的计算 (19)4.3.1 制冷剂的流动阻力计算 (19)4.3.2 实际对数平均温差 (20)4.4 传热系数0K 及按内表面计算的热流密度i q (21)4.4.1 传热系数0K (21)4.4.2 按内表面计算的实际热流密度 (21)4.5 所需传热面积 (22)5 总体结构设计 (23)5.1 换热管设计 (23)5.2 壳体结构设计 (25)5.2.1 壳体壁厚的确定 (25)5.2.2 壳体直径的确定 (26)5.3 进出口设计 (27)5.3.1 壳程接管设计 (27)5.3.2 管程接管设计 (28)5.3 端盖设计 (28)5.4 管板设计 (28)5.5 折流板设计 (30)5.5.1 折流板型式 (30)5.5.2 折流板尺寸 (30)5.6 拉杆和定距管 (32)5.6.1 拉杆的直径和数量 (32)5.6.2 拉杆的位置 (33)5.6.3 定距管尺寸 (33)5.7 结构部件明细表 (34)6 U 型管换热器的制造、检验和验收 (35)6.1 换热器的制造 (35)6.1.1 换热器的主要受压部分的焊接接头 (35)6.1.2 管箱、壳体和头盖 (35)6.1.3 换热管 (35)6.1.4 管板 (36)6.1.5 换热管与管板的连接 (36)6.1.6 折流板、支撑板 (36)6.1.7 管束的组装 (37)6.1.8 换热器的密封面 (37)6.1.9 换热器的组装 (37)6.1.10 无损检测 (37)6.1.11 压力试验 (37)6.1.12 铭牌 (38)6.2 安装、试车和维护 (38)6.2.1 安装 (38)6.2.2 试车 (39)6.2.3 维护 (39)结论 (40)致谢 (41)附录 (42)附录1 换热器设计计算表 (42)附录2 换热器整体结构图 (45)参考文献 (46)1 绪论换热器是一种实现物料之间传递热量的节能设备，在石油，化工，动力，食品，轻工等行业应用普遍。
空调蒸发器设计计算方法
计算过程1）空气进出口状态:进气：干球温度t1=27℃，湿球温度t1s=19℃，h1=54 KJ/Kg.干出气：干球温度t12=14℃，湿球温度t12s=12℃，h12=35.8 KJ/Kg.干肋管外表面平均温度：tss=10.8℃，hss=31 KJ/Kg.干2)单位管长参数值管间距p1=0.0254；排间距p2=0.022；铜管外径d0=0.00952；铜管内径di=0.00882；片厚δf=0.00011；片距e1=0.0016；铝箔导热系数λ=204 w/m.k每米管长肋片外表面积：AF=(p1*p2-πd0²/4)*2*1/e1 =0.61每米管长肋片基管外表面积：AP=πd0*(e1-δf)*1/e1 =0.027每米管长内表面积：Ai = π* di * 1 =0.0276每米管长总外表面积：AFP = AF + AP =0.637肋化系数：τ=AFP / Ai =23肋通系数：a =AFP / (p1 * 1) =25净面比：ε=(p1 - d0) * (e1 -δf) / (p1 * e1) =0.582）计算干工况下空气侧换热系数α选迎面风速：Va=1.7 m/s最窄截面处流动速度：Vmax=Va/ε选取管排数：N=2沿气流方向肋片长度：L=N*p2当量直径：de= 2 * (p1 - d0) * (e1 -δf) / ((p1 - d0) + (e1 -δf)) =2.72mm雷诺数：Re = 1.2 * Vmax * de / (1.815 * 10 ^ (-5)) =525.9干工况下空气侧换热系数α= c1 * c2 * (2.568 * 10 ^ (-2) / de) * ((L / de) ^ (N)) * (Re ^ (m)) =56.7 （只适用于Re>=500）α1=1.1*α=62.4 （铜管错排）c1 = 1.36 - 0.24 * Re / 1000c2 = 0.518 - (2.315 * 10 ^ (-2) * (L / de)) + (4.25 * 10 ^ (-4) * (L / de) ^ 2) - (3 * 10 ^ (-6) * (L / de) ^ 3)3)冷却效率η= (h1 - h12) / (1.005 * (h1 - hss)) =0.7874）校核管排数η=1- Exp(-α* a* N’ / (1005 * 1.2 * Va))=0.784(N’=3)|N’-N|<0.5，调整迎风面积|N’-N|>0.5，增减排数求满足η5）计算湿工况下空气侧换热系数αe析湿系数：ξ= (h1 - h12) / (1.005 * (t1 - t12)) =1.39计算肋片效率m = (2 *ξ* α/ (204 * 0.00011)) ^ (0.5)l=(1.065*p1/2-d0/2)*(1+0.805lg（（1.065*p1/2）/(d0/2)）ηf=th(m*l)/(m*l)湿工况下空气侧放热系数αe=ξ*α1*((ηf*AF+AP)/AFP) =676）初估迎风面积、总传热面积空气流量Ma=Q/（h1-h12）=0.275迎风面积Fa=Ma/(1.2*Va) =0.135总传热面积Ft= Fa * a * N =6.767)制冷剂侧放热系数热流密度q0=Q/(Ft*τ) =17025制冷剂质量流速q0>10000 时Vr=210 kg/(㎡.s)确定通路数n=Mr/(Vr*πd0²/4) =3实际制冷剂质量流速Vrm= Mr/(n*πd0²/4) =184.4制冷剂管内放热系数B = 1.22 + ((1.54 - 1.22) / 20 * (10 + t0))式中：t0是蒸发温度。
蒸发器尺寸设计
加热管的选择和管数的初步估计
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*2.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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。
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则考虑的。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。循环管内径以D1表示，则
所以 mm
对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为： 循环管管长与加热管管长相同为2m。
所以取ф57X3.5mm规格管。
2加热蒸气进口与二次蒸汽出口???
?各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。
所以取ф自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
所以取ф65X3.5mm规格管。
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，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，相应的管心距则是定值。我们选用的设计管心距是：????
确定加热室内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’=(1—1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内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。所画的管数n必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
翅片式蒸发器设计计算(重庆大学制冷课设)
0.7
C5 Ffl 管内R22蒸发 时表面传热系 数
0.3 2.2
1960.290614 W/(m^2*K)
(8)传热温差 的初步计算 传热温差
16.497953 ℃
不计R22阻力
(9)传热系数 翅片侧污垢热 阻，管壁导热 热阻，翅片与 管壁接触热阻 传热系数
0.006 m^2*K/W 31.69106265 W/(m^2*K)
0.366666667 m^2
6.311710573 m^2
14.02199336 m 0.104338471 m^2
500 mm 200 mm 0.1 m^2
8
16 m
0.609594639 m^2 66.25% 14.11%
接近20%的裕度
（12）R22的 流动阻力及其 对传热温差的 影响 R22流动阻力 R22饱和压力
3.215278916 kPa 583.78 kPa
流动损失
0.55%
流动损失引起 蒸发温度的变 化可忽略
2975.359486 0.008554882
59.36632771 W/(m^2*K)
(4)空气在蒸 发器内的状态 变化过程 进口空气焓值 出口空气焓值 进口空气湿度 出口空气湿度 露点焓值 露点温度 露点湿度 空气平均比焓 平均温度 平均湿度 析湿系数
56.03 kJ/kg 45.07 kJ/kg 11.28 g/kg 11.02 g/kg 43.25 kJ/kg 15.38 ℃ 10.96 g/kg 48.87326693 kJ/kg 20.08 ℃ 11.11 g/kg 1.078510638
0.898072962
当量表面传热 系数
蒸发器设计计算
第三章蒸发器设计计算蒸发器主体为加热室和分离室，蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径及高度；加热管的规格、长度及在花板上的排列方式、连接管的尺寸。
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计3.1.1管子长度的选择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。
本次设计选用外循环式蒸发器，国产外循环式蒸发器蒸发器的管长一般从2560到3000mm不等，具体参考《糖汁加热与蒸发》[1]第139页表6-1，再根据糖汁的黏度情况，选择加热管以及板管型号如下表3-1所示：表3-1加热选择参数所需要每端留出的剩余长度，则计算理论管子数n时的管长实际可以按以下公式计算：L=（L0-0.1）m=3-0.1=2.9 m前面已经计算求得各效面积A取500m2n= = =1307加热管的排布方式按正三角形排列，查《常用化工单元设备设计》[3]第163页表4-6，知道当管数为1303时，排布为a=19层，1307与1303相差不大，在这可以取19层进行计算。
其中排列在六角形内管数为 =1027根，其余排列在弓形面积内，如果按标准间距即管间距离54mm排列，则有四根管排不下，四根管的总面积为：A3=3.1415926×0.042×2.9×3=1.53 m2鉴于前面已经取1.11的安全系数，如果现在取1303根管，则总面积为：=500-1.53=498.47 安全系数为 K= =1.108在安全系数范围内，所以可以不要三根管，取1303根。
3.1.2加热壳体的直径计算D=t(b-1)+2eD-----壳体直径，m；t------管间距，m；b-----沿直径方向排列的管子数目；e-----外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取e=(1.0～1.5)d0,在此取1.5。
b =2a-1=2×19-1=37D=0.054×(37-1)+2×1.5×0.042＝2.07m参考《糖厂技术准备第三册》[6]第198页表9-2,本次设计常用标准形式的外循环式蒸发器,型号为TWX-550,有关参数如下表所示取标准的壳体直径为2400mm，具体参数如下表3-2-1，3-2-2所示：表3-2-1外循环管蒸发器有关技术参数表3-2-2 管蒸发器有关技术参数3.3 分离室直径与高度的校核分离室的直径取决于分离室的体积，而分离室体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。
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蒸发器工艺尺寸计算
加热管的选择和管数的初步估计
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*2.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。
管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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=2M，38*2.5mm
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，
=124（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，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m.
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则考虑的。
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。
循环管内径以D1表示，则
所以mm
对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。
选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n和n’相差不大。
循环管的规格一次确定。
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中。
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较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1.25—1.5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，相应的管心距则是定值。
我们选用的设计管心距是：
确定加热室内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’=(1—1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内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。
所画的管数n必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
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’=(1—1.5)d0=1.5*d0，
Di=t(nc-1)+2b’=48*（13-1）+2*38*1.5=690mm，选取加热室壳体内径为800mm鄙厚为12mm；
4分离室直径与高度的确定
分离室的直径与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V的计算式为：
式中V-----分离室的体积，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);
即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。
一般用允许值为U=1.1~1.5 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的数值范围内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。
一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最大。
为方便起见，各效分离室的尺寸可取一致。
分离室体积宜取其中较大者。
确定了分离
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则：
（1）分离室的高度与直径之比H/D=1~2。
对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。
分离室的直径也不能太少，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。
(2)在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，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。
现取分离室中U=1.2m3/（m3*s）；
m3。
H=1.8m，，D=1.2m
2接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算
式中-----流体的体积流量m3/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。
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，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。
取流体的流速为0.8 m/s；
所以取ф57X3.5mm规格管。
2加热蒸气进口与二次蒸汽出口
各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。
所以取ф76X3.5mm规格管。
3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
所以取ф65X3.5mm规格管。