年产4.0万吨碳酸钾蒸发车间设计

年产4.0万吨碳酸钾蒸发车间设计
河北工业大学
毕业设计说明书
姓名：马宏伟
学号： 066118
院系：化工学院
专业：过程装备与控制工程
题目：年产4.0万吨碳酸钾蒸发车间设计
指导教师：赵景利教授
评阅者：
年月日
河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）说明书
毕业设计中文摘要
毕业设计外文摘要
天津大港远景化工福利厂（0.5万t/a）等[11]。

1.1 碳酸钾概况
1.1.1碳酸钾性质
碳酸钾属于单斜晶系，分子式为K2CO3，白色粉末状、细颗粒状结晶或圆型小球，相对密度2.428，熔点891℃，易溶于水，其水溶液呈碱性，不溶于乙醇和醚，有很强的吸湿性，易结块，长期与空气接触易吸收二氧化碳而成碳酸氢钾。

1.1.2碳酸钾用途
碳酸钾是一种重要的无机基础化工原料，主要用于电子行业电视机显像管玻壳、化肥行业原料气脱碳、橡胶行业的防老化。

此外，其在石油炼制、泡花碱、印染、胶片、显影、陶瓷、钾玻璃、农药、医药、味精、食品等行业的应用也越来越普遍[12]。

近年来，随着国民经济的发展，特别是电子计算机和彩色电视机生产线的不断引进，碳酸钾的需求量与日俱增，其发展有着广泛、良好的前景[13]。

1.2 碳酸钾的生产现状
从1950年代至今，世界碳酸钾生产工艺依次经历了草木灰法、路布兰法、电解法、有机胺法、离子交换法和离子膜电解—碳化法。

前4种方法因产品质量差、工艺复杂、能耗高、不适应大规模工业化生产等因素，于1970年代初即被淘汰。

后两种工艺是目前普遏采用的方法，我国主要采用离子交换法，国外主要采用离子膜电解—碳化法。

1.2.1离子交换法
1970年代初开发成功，对我国碳成钾行业的发展具有重要作用。

目前除了成都化工股份有限公司以外，国内碳酸钾生产厂全部采用该法。

主要工艺流程为:以氯化钾为原料配制精盐水，以氨水、二氧化碳为原料制备碳胺液，二者通过阳离子交换树脂床进行交换，收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、锻烧
热解、干操即可制得符合标准的碳酸钾产品。

主要优点是工艺流程简单，投资少，产品质量好，技术成熟可靠，能够充分利用合成氮生产过程中的过剩氨水和多余放空的二氧化碳气，氨厂联产，成本较低。

缺点是碳酸钾母液浓度低，蒸发浓缩能耗较高;二是生产过程中产生大量副产品氯化铵废水，因浓度太低无法全部回收利用，不符合清洁生产要求。

随着环保法规的越来越严格，生产厂必须增建氯化氮回收装置，但因其溶液浓度较低，腐蚀性较强，对回收设备要求高，回收成本高，再加上氯化按产品市场不好，生产厂积极性不高。

目前除了山西文通、鲁化厂进行了氯化铵回收外，其它厂未见有回收的报道。

离子交换法经过几十年的技术改造，工艺流程得以不断改进，各项工艺指标基本达到最优化，进一步挖潜降耗的幅度较小[14]。

1.2.2离子膜电解—碳化法
该法是世界发达国家普遍采用的技术。

1990年，成都化工股份有限公司从美国引进10kt/a组氯化钾(可产12kt/a碳酸钾)的离子膜电解装置，并采用日本流化床碳化干操技术，建成我国第一套也是目前唯一一套离子膜电解—碳化法碳酸钾生产装置。

其工艺流程为:将精制为超纯盐水的氯化钾溶液泵至电解槽通电电解，分别得到氯气、氢气，在阴极生产32%一35%的氢氧化钾，流至碱液循环槽，大部分碱液用泵循环并加人无离子水后再进人电解槽阴极室，成品碱液送至蒸发工段浓缩至48%，在流化床内与高温(650℃)二氧化碳反应生成碳酸钾，经降温、结晶即为成品。

该法优点是产品质量稳定，杂质容易控制，松密度高，流程短，生产自动化程度高，三废少，维护检修简单，易于操作，适合大型工业化生产。

主要缺点是投资大，需要引进国外技术和设备[15]。

1.2.3国内新工艺开发
我国现行碳酸钾生产工艺中，无论是国内自主开发、普遍采用的离子交换法，还是引进的所谓具有国际先进水平的离子膜电解—碳化法，在实际生产中均表现出比较明显的缺点或不足，不适应该行业的快速发展[5]。

1.3本次工艺设计流程及设备简介
1.3.1 蒸发器的选择
蒸发是浓缩溶液的单元操作，是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶灌中溶质浓度提高的单元操作。

蒸发所采用的设备为蒸发器。

蒸发操作广泛应用于化工、轻工、食品、制药、原子能及冶金、电子等工业中。

蒸发器的种类很多，常见的有中央循环管式蒸发器、悬筐式蒸发器和外加热式蒸发器等，新式的蒸发器又有L型蒸发器。

其中，降膜蒸发器以其独有的优越性，在食品、医药、海水淡化及化工的各个行业中具有广泛的应用前景。

降膜蒸发是溶液在重力、离心力、界面剪力的作用下，沿管内壁呈膜状向下流动，在流动过程中溶剂吸热汽化从而使溶液浓缩的单元操作，相应的设备就是降膜蒸发器。

同其它类型的蒸发器相比，降膜蒸发器具有以下显著特点: [16] [17] [18]
1、有较高的传热系数。

由于溶液沿管壁旱传热效果较好的膜状流动，液膜很薄且有波动性，有利于液膜与管壁间的传热。

2、传热温差损失小。

因为降膜蒸发器没有因液位静压引起的沸点升高而带来的温差损失，且料液是在热交换管内流动过程中而被逐渐蒸浓的，一般情况下料液一次性通过管子即可达到蒸浓的要求，因此溶液沸点升高引起的温并损失较小。

在总推动力不变的前提下，使有效传热温差变大。

3、易于实现多效操作。

降膜蒸发器传热温差损失小，提高了总有效传热温差;另外降膜蒸发传热系数高，在传热量及传热面积不变的情况下，所需的传热温差就较低，因而易于实现多效蒸发。

4、易于处理热敏性物料。

溶液往往一次通过加热室即可达到要求，停留时间短，特别适合于处理牛奶、果汁、抗生素、医药中间体等热敏性物料。

5、适用于处理易起泡的物料。

降膜蒸发器汽化表面很大，因而二次蒸汽中的雾沫夹带少。

6、不适于处理易结晶、结垢和粘度很大的溶液。

发生上述情况时将破坏溶液在管内成膜，从而使传热效率大大降低。

而且，对于管内蒸发的竖管降膜蒸发器，所用管子往往内径不大，而管长很长，因而清洗困难。

7、必须安装料液成膜装置。

为了使料液对每根换热管均匀分配，并使料液
在管内可均匀布膜，蒸发管顶部必须安装液体分布器和料液成膜装置。

同时必须严格控制蒸发管的垂直度。

本次设计拟采用将膜蒸发器。

1.3.2蒸发效数的确定
多效蒸发受如下因素制约，使其效数受到一定限制：
1、设备投资与设备折旧费的限制，设备投资几乎与效数成正比增加，而能耗的下降（蒸汽耗量与水耗量的减少）却与效数成反比，当因节能而省下的开支不足以补偿设备折旧费的增加时，增加效数失去经济价值，在投资有限时，其效数也受限制。

2、随着效数增加，温度差损失加大。

有些溶液的蒸发，若设计效数过多，还可能出现总温度差损失等于甚至大于总理论温度差的极端情况。

3、随着效数的增加，蒸发强度下降，设备投资费用增大：而且加热蒸汽的经济性提高的幅度降低。

4、对于自然循环蒸发器来说，当有效温差过小时，不能维持自然循环，一
般要求大于5~7℃，因此限制了效数的增加。

本次设计拟采用三效蒸发装置。

1.3.3三效蒸发系统流程的选择
在多效蒸发中，可选用溶液的顺流、逆流、平流和混流操作[19] [20]。

流程的选择，应根据溶液的特性、操作方便及经济程度来定[19]。

采用顺流流程是最常见的流程。

因为后一效的压力低，溶液的沸点也低，当溶液由前一效进入后一效时，会有因过热而自行蒸发，称为闪蒸。

因而后一效有可能比前一效产生更多的二次蒸汽。

同时由于效间压差的存在，效间的过料不需用泵，可一节约电能消耗，其缺点是对于粘度随浓度迅速增加的溶液不能适用。

对于逆流操作，料液从末效加入，依次由泵送入前一效。

后一效的溶液进入前一效时，其温度低于该效的沸点，溶液浓度加大，蒸发的温度升高。

因此各效的粘度差别不会很大，传热系数人致相同。

但是各效之间都要用泵，设备较复杂，且增加了能耗。

同时由于溶液从后一效进到前一效时，液温低于送入效的沸点，有时需要补充加热，否则产生的二次蒸汽量将逐级减少。

该流程适用于粘度随温度变化较大的物料，但不适用于热敏性物料。

从理论上讲,三效逆流比三效顺流更合理,因为逆流过程中的余热利用较方便。

但是实践发现: 在逆流流程中, 由于第Ⅰ效是在温度、压力和浓度都较高的恶劣环境下运行, 设备腐蚀速度较快,而第Ⅱ、Ⅲ效的设备腐蚀不大。

为了减轻第Ⅰ效蒸发器的腐蚀状况, 宜采用三效顺流工艺流程,这样就使得第Ⅰ效在高温、低浓度下运行, 而末效则在低温、高浓度下运行, 从而缓解了对设备的腐蚀。

所以,碳酸钾溶液的蒸发宜采用三效顺流工艺流程。

1.3.4工艺流程简图
三效顺流蒸发工艺流程示意图
2、工艺流程描述
2.1离子交换法生产碳酸钾简介
连续离子交换技术是80年代开发的完全革新的分离工艺技术,经过不断地改进和完善,目前已成功地应用在医药、化工、化肥等不同产业领域中。

与传统的离子交换柱相比,其设备紧凑、系统简化、管道缩减并且占地面积少;与固定床相比,树脂消耗量减少(50～90)%,再生剂、冲洗水消耗降低;由于非间断操作下的连续运转,产品的成分、浓度保持基本稳定;具有良好的操作弹性,可根据生产负荷的变化自动调节旋转速度;在生产过程中基本无三废排放。

离子交换法目前为国内大部分碳酸钾生产企业所采用，其主要工艺流程为:以氯化钾为原料配制精盐水,以氨水、二氧化碳为原料制备碳铵溶液,二者通过阳离子交换树脂床进行交换,收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、煅烧热解、干燥即可制得符合标准的碳酸钾产品。

反应（式中R为树脂分子骨架部分）如下
KR+NH4HCO3→NH4R+KHCO3
NH4R+KCl→KR+NH4Cl
2KHCO3→K2CO3+CO2↑+H2O
这种方法的主要优点是工艺流程简单,投资少,产品质量好,技术成熟可靠,成本较低。

缺点一是碳酸钾母液浓度低,蒸发浓缩能耗较高；二是生产过程中产生大量氯化铵废水,因浓度太低全部回收利用困难,不符合清洁生产要求。

2.2碳酸钾的生产工艺流程
用离子交换完成液预热后，在解吸塔中分解挥氨，然后进入三效蒸发单元，蒸发完成液进入二氧化碳吸收塔，碳酸钾全部被碳酸化为碳酸氢钾。

碳酸化所用的二氧化碳气来自煅烧石灰石，解吸塔分解的氨气被氨吸收塔吸收为氨水做配液循环使用。

再将生产出来的碳酸氢钾进行重结晶，经分离机离心分离，进入沸腾床干燥，最后经包装便可得到产品。

离子交换法流程简图
目前国内碳酸钾生产的主要方法是离子交换法。

这种方法工艺流程简单,技术成熟可靠,投资少,产品质量好,成本较低.
3、 蒸发工段物料衡算与热量衡算
3.1 物料衡算
已知条件：年产碳酸氢钾4万吨，除去大修、停车时间，假设设备的年工作日为300天，即工作时间数为7200小时，则年产量kg/h 56.5555M =。

经离子交换工段生成浓度约为10%的碳酸氢钾溶液，进入蒸发工段，则碳酸
氢钾溶液的初始浓度x0=10%，故原料处理量h /kg 6.55555.1
056.5555x M F 00===。

根据经验数据，经三效蒸发后碳酸氢钾浓度为x3=58%，故三效总蒸水量
h /kg 05.45977.30.1016.55555x x 1F W 300=⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=总。

3.2 热量衡算
3.2.1 初算各效传热面积
(1) 总有效传热温差的计算
根据生产经验及指导老师建议，并考虑到锅炉压力、管道腐蚀等，确定Ⅰ效加热生蒸汽压强为P1=500kPa （绝压，以下同），温度为151.7℃，考虑到管道传热损失，确定Ⅰ效生蒸汽温度为T1=151℃。

根据生产经验，确定Ⅲ效二次蒸汽压强为P3=15 kPa ，温度为T3=53.5℃；确定原料液经预热后预热到t0=90℃后，进入蒸发器。

∵蒸发器内溶液的沸点升高为
∆'''+∆''+∆'=∆
式中 ∆'——由于不挥发溶质的存在引起的沸点升高，℃
∆''——由于液柱静压力引起的沸点升高，℃
∆'''——由于管道流动阻力引起的沸点升高，℃
由于本设计选用降膜蒸发器，故''∆可忽略不计；由于三效蒸发器间隔距离较近，管道流动阻力较小，'''∆可忽略.
根据生产经验，初步估算各效因不挥发溶质存在造成的沸点升高为
℃2'1=∆ ℃3'2=∆ ℃15'3=∆
∴℃
201532'=++=∆∑
∴℃
200020''''''=++=∆+∆+∆=∆∑∑∑∑
∴总有效传热温差为0115153.52077.5t T T ∆=--∆=--=∑
∑有效℃
(2) 总有效温差在各效的预分配 按等传热温差原则近似分配各效温差，取
125.5t ∆=℃
225.5t ∆=℃
326.5t ∆=℃
计算各效汽、液相温度公式如下：
()
3,2,1'''1
=∆=-∆=-=∆+i T t T
T t T t i i i i i
i
i i ∵
1151T =℃
℃
900
=t
∴
1
1
1
'11122
2
2'22233
3
3
'33315125.5125.5125.52123.5123.525.598983959526.568.568.51553.5t T t T t T t T t T t T t T t T t =-∆=-==-∆==-==-∆=-==-∆==-==-∆=-==-∆=-=℃
℃
℃
℃
℃
℃
通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表
⑶ 由热量衡算求各效水分蒸发量
因为蒸发器中碳酸钾分解热较小，故在热量衡算中忽略不计。

由方程组
()()()()()⎪⎪⎩⎪⎪
⎨
⎧=++---+==--+==-+==W
W W W t t c W c W Fc r W r W Q t t c W Fc r W r W Q t t Fc r W Dr Q pw pw p pw p p 32123210332231210221120101101''''' 计算各效蒸水量
3
21W W W 、、及Ⅰ效加热蒸汽消耗量D 。

由于没有查到有关不同碳酸氢钾溶液比热容确定的资料和公式，此处暂用水的比热容代替，即
()
℃⋅==kg 4.19kJ/w p po c c
将表中物性数据代入上方程组得
()()()()()112123121
232113.22195.527780 4.19125.5902195.52273.9 4.192778098125.52273.92370.0 4.192778068.59845977.05
D W W W W W W W W W W W =+⨯⨯-⎧⎪
=+⨯--⎪⎨
=+⨯---⎪⎪++=⎩
解此方程组得
12318460.1614004.2815627.1616345.61D kg h
W kg h W kg h W kg h
=⎧⎪=⎪⎨
=⎪⎪=⎩
⑷ 计算各效蒸发器传热面积 根据生产经验初定各效传热系数为
()℃
⋅=21/1500m W K 、
()℃
⋅=22/1000m W K 、()℃
⋅=23
/800m W K。

有上述数据计算各效蒸发器传热面积如下：
32
01111113
2
211222223
2
3223333318460.162113.210283.293600150028'14004.282195.510334.93600100028'15627.162273.910465.6360080028.5
Dr Q A m K t K t Q W r A m K t K t Q W r A m K t K t ⨯⨯====∆∆⨯⨯⨯⨯====∆∆⨯⨯⨯⨯====∆∆⨯⨯
因各效传热面积相差较大，故进行重新计算。

3.2.2 复算各效传热面积
(1) 重新分配总有效传热温差
11223
3
123
2
'111'
222'
333283.2925.5334.925.5465.626.5
77.5
362.6283.2925.5
19.9220362.6334.925.523.5523.5362.6465.626.534.0334362.6A t A t A t A t t t m A t t A A t t A A t t A ∆+∆+∆=∆+∆+∆⨯+⨯+⨯=
=∆⨯∆=
==≈∆⨯∆===≈∆⨯∆===≈℃℃℃℃
℃℃
(2) 重新计算各效汽液相温度
根据重新分配的各效温差计算各效气液相温度如下：
111'1112222'2
223
333'33315120131131212912923.5105.5105.53102.5102.53468.568.51553.5t T t T t T t T t T t T t T t T t =-∆=-==-∆==-==-∆=-==-∆==-==-∆=-==-∆=-=℃℃℃℃
℃℃
通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表
(3) 由热量衡算重新各效水分蒸发量 同理，由如下方程组
()()()()()⎪⎪⎩⎪⎪
⎨
⎧=++---+==--+==-+==W
W W W t t c W c W Fc r W r W Q t t c W Fc r W r W Q t t Fc r W Dr Q pw pw p pw p p 321
23210332231210221120101101'''''
解得
12318637.1013728.3915255.2516993.41D kg h
W kg h W kg h W kg h
=⎧⎪=⎪⎨
=⎪⎪=⎩
(4) 复算各效蒸发器传热面积 传热系数同上
复算计算各效蒸发器传热面积如下：
32
01111113
2211222223
2
3223333318637.102113.210364.73600150020'13728.392173.610352.73600100023.5'15255.252249.010350.4360080034
Dr Q A m K t K t Q W r A m K t K t Q W r A m K t K t ⨯⨯====''∆∆⨯⨯⨯⨯====''∆∆⨯⨯⨯⨯====''∆∆⨯⨯
因各效传热面积比较接近，故取传热面积为2
360A m = (5) 核算各效传热系数 核算各效蒸发器传热系数如下
()()()3201
111113221122222323223333318637.102113.2101519.4/360036020'13728.392173.610979.8/360036023.5'15255.252249.010778.6/360036034
Dr Q K W m A t A t Q W r K W m A t A t Q W r K W m A t A t ⨯⨯=====⋅''∆∆⨯⨯⨯⨯====⋅''∆∆⨯⨯⨯⨯====⋅''∆∆⨯⨯℃℃℃
各效传热系数经核算后与原估计值相差很小，故计算结果可取。

4、 蒸发器加热室结构设计及强度计算
4.1 加热室中换热管的排布及壳体直径的计算
本设计采用换热管为φ38×3.0、全管长6米的不锈钢换热管。

考虑到上下管板各自厚度大约为0.04m ，以及换热管突出下管板的长度约为3mm ，故换热管的有效换热长度为：m l 17.9504.02003.06=⨯--=。

∴每根换热管的有效传热面积为：
2
0706.0917.5038.0m l d a =⨯⨯==ππ
∴所需换热管总数约为：
360509.95100.706A n a =
==≈根
本蒸发器中换热管按正六边形排列，通过查GB151并为了获得较大的操作弹性，选择所需管子总数最大为517根的排列方式，其正六边形的数目为12，对角线上换热管数为25，六角形内管数为469
根据标准，查得φ38的换热管中心距mm t 48=。

最外层管子的中心到壳体内壁的距离m e 38取。

∴壳体内径
()()11~1.5482511~1.5381190~1209i D t n e mm
=-+=⨯-+⨯=（）（）
根据标准，圆整后取1400N
D
mm
=。

4.2 Ⅰ效加热室强度计算
4.2.1 Ⅰ效加热室壁厚计算及水压试验校核
(1) 加热室设计条件 Ⅰ效加热室设计条件如下
(2) 蒸发器壁厚计算及水压试验校核
蒸发器筒体、封头及所有附件、管道组成件的材料均选择为不锈钢0Cr18Ni10Ti
① 筒体壁厚计算 内压筒体厚度计算式为
[]c
t
c p D p i
-⨯=
φσδ2
式中 δ：计算厚度 mm
c
p ：计算压力 a MP
φ：焊接接头系数 此处取φ=
1
[]t
σ：设计温度下的材料许用应力 a MP ，此处取150℃下材料
的许用应力为137a MP
i
D ：筒体内径 mm
[]33
550101400
2.822137155010
2i
c t c p D mm p δσφ--⨯⨯⨯∴===⨯⨯-⨯-
查表得不锈钢钢板负偏差 mm C .601=
因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量
02=C
∴筒体的名义厚度为
12 3.42n C C mm δδ=++=。

因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取mm n 8=δ
② 封头壁厚计算
本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为
[]33
20.5550101400 2.81213710.555010i
c t
c
p D p mm δσφ--⨯=
-⨯⨯==⨯⨯-⨯⨯
∵mm C .601
=、0
2
=C
∴封头的名义厚度为
12 3.41n C C mm δδ=++=。

取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为mm n 8=δ，直边高度为mm h 25=。

③水压试验压力及强度校核 a) 水压试验压力按下式计算
[][]t T p
P σσ25.1≥
式中 T P : 内压容器的试验压力，a MP
p ：设计压力， a MP
[]σ：试验温度下材料许用应力， a MP
[]t σ：设计温度下材料许用应力， a MP
[][]a
t
T MP
p
P 6875.015.5025.125.1=⨯⨯==σσ
又试验压力下的筒体的薄膜应力
()s
e
e i T T D P φσδδσ9.02≤+=
式中
e δ：钢板的有效厚度，mm
C C n e .470.6082
1=--=--=δδ
s
σ
：常温下材料的屈服极限，a
MP ， a
s
MP 137=σ
()()0.687514007.465.38227.4
T i e T a
e P D MP δσδ+⨯+=
==⨯
0.90.91137123.365.38s a T
a
MP MP
φσσ∴=⨯⨯=≥=
所以壳程试验安全。

b) 管程水压试验压力及强度校核与壳程计算过程类似，此处不再赘述，经
计算，管程
试验压力下的筒体薄膜应力为
()()0.687514007.465.38227.4
T i e T a
e P D MP δσδ+⨯+===⨯
0.90.91137123.365.38s a T
a
MP MP
φσσ∴=⨯⨯=≥=
∴管程水压试验安全。

4.2.2 结果汇总
三效蒸发器加热室内径均为1400i D mm
=，均采用标准椭圆封头，筒体、封
头壁厚均为
mm n 8=δ，封头直边高度为mm h 25=
4.2.3 加热室管板的确定
因加热室选用的换热管规格为φ38×3.0，故加热室管板最小厚度
mm 38min =δ
∴选取管板厚度为40mm 材料为0Cr18Ni10Ti ，管板兼做法兰。

4.2.4 折流板设计
折流板缺口弦高取
0.3420i h D mm
==
取折流板间距为mm 1000，共设五块，则其无支撑跨距mm l 2000=，由此确定折流板厚度
mm
16=δ
板外径为6140081392DN mm -=-= 4.2.5 拉杆设计
选用拉杆直径为16mm 共设6跟，均布在管束的外边缘。

4.2.6 膨胀节的设计
波形膨胀节 ZDL 型 4.2.7 布膜器设计
4.2.8 开孔补强计算
以Ⅱ效加热室出料口φ630×6的开孔为例进行补强计算 (1) 补强方法判别：
开孔直径
261420.6615.27002i
i D d d C mm mm =+⋅=+⨯=<
=，
满足等面积发开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。

(2) 开孔所需补强面积A
()
r et f d A -+=12δδδ
式中 δ
: 筒体计算厚度， 2.82mm δ=
nt δ：接管厚度 此处mm nt 4=δ
et
δ：接管有效厚度，
60.6 5.4et nt C mm δδ=-=-=
r f ：强度削弱系数，因壳体材料与接管材料相同，故[][]
1
==r
t
n
r f σσ
()
()
2
21615.2 2.822 2.82 5.4111734.9et r A d f mm δδδ=+-=⨯+⨯⨯⨯-=
(3) 有效补强范围
①有效宽度B 按下式计算，取二者之中较大值
22615.21230.422615.22826643.2n nt B d mm B d mm δδ==⨯=⎧⎨
=++=+⨯+⨯=⎩ 计算得1230.4B mm = ②有效高度的计算
a ．外侧有效高度1h 按下式计算，取二者之中较小值
()1160.76250h mm h mm ⎫===⎪
⎬
=⎪⎭实际外伸高度
故1
60.76h mm =
b. 内侧有效高度2h 按下式计算，取二者之中较小值
()2260.760h mm h ⎫===⎪
⎬
=⎪⎭实际内伸高度
故02=h
(4) 有效补强面积 ① 筒体多余金属面积
筒体有效厚度 mm
C n e
4.76.08=-=-=δδ
筒体多余金属面积1
A 按下式计算
()()()()()()12
211230.4615.27.4 2.820
2817.6e et e r A B d f mm
δδδδδ=-----=-⨯--=
② 接管多余金属面积 接管计算厚度
[]0.550614
1.23213710.550
2c i t t
c
n p d mm
p δσφ⨯=
=
=⨯⨯--
接管多余金属面积2A
()()()21222
22260.76 5.4 1.2310
506.7et t r et r
A h f h C f mm δδδ=-+-=⨯⨯-⨯+= ③ 接管区焊缝面积（焊脚取mm 0.6）
2
300.360.60.62
1
2mm A =⨯⨯⨯=
④ 有效补强范围
123
2
2817.6506.736.00
3360.3e A A A A mm =++=++=
21734.9e
A A m m
>
=
∴开孔后不需另行补强。

因本效蒸发器加热室中各接管厚度相同，最大开孔不需要补强，所以所有接管都不需另行补强。

4.2.9 支座的选取
采用A 型悬挂式支座，四个
考虑水压试验时设备总重量11976M kg
=
支座承受载荷
33119769.81
101035.40.834
M g Q KN k n --⋅⨯=
⨯=⨯=⋅⨯
据JB/T4712.3-2007 选A4-Ⅲ 螺栓分布圆直径
()
()
212230050911.56l s mm
φ=
-=
-=
5、 蒸发器分离室结构设计及强度计算
各效分离室筒体、封头及所有附件、管道组成件的材料均选择为不锈钢
0Cr18Ni10Ti
5.1 Ⅰ效分离室尺寸的确定及强度计算
5.1.1 Ⅰ效分离室直径及高度的计算
各效分离室中蒸汽速度
v
u 可按下式估算
5
.0⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛-=v v l v v k u ρρρ
式中
v
u ：蒸发室中蒸汽平均上升速度 s m
l ρ、v ρ ：溶液和蒸汽的密度
3
m kg
v
k
：雾沫携带因子，对于水溶液取为s
m 017.0
Ⅰ效分离室中，129℃下，
3
935.716l kg m ρ=，
31.45349v kg m ρ= 。

0.5
3935.716 1.453490.0170.4311.45349v u m s
-⎛⎫∴=⨯= ⎪
⎝⎭
231113728.39
2.62443600 1.453492784.9i v s v i W D u V m s D mm πρ====⨯∴=
==又
圆整后得2800N D mm
=。

∴筒体高度
1.64480N H D mm
==
5.1.2 Ⅰ效分离室壁厚计算及水压试验校核
本效分离器设计压力 0.278a
MP ，设计温度147.4℃。

(1) 筒体壁厚计算 内压筒体厚度计算式为
[]c
t
c p D p i
-⨯=
φσδ2
式中 δ：计算厚度 mm
c
p ：计算压力 a MP
φ：焊接接头系数 此处取φ=1
[]t
σ：设计温度下的材料许用应力 a MP ，此处取150℃下材料
的许用应力为137a MP
i
D ：筒体内径 mm
[]33
287102800
2.9421371287102i
c t c
p D mm p δσφ--⨯⨯⨯∴===⨯⨯-⨯-
查表得不锈钢钢板负偏差 mm C .601=
因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量02=C ∴筒体的名义厚度为
12 3.54n C C mm δδ=++=。

因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取mm n 6=δ
(2) 椭圆封头壁厚计算
本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为
[]33
20.5287102800 2.93213710.528710i
c t
c
p D p mm δσφ--⨯=
-⨯⨯==⨯⨯-⨯⨯
因mm 2min =δ，所以mm 2=δ。

∵mm C .601=、02=C ∴封头的名义厚度为
mm C C n 6.221=++=δδ。

取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为mm n 6=δ，直边高度为mm h 25=。

(3) 90°折边锥形封头壁厚计算 当
MPa
p c 5<，可用简化式计算90°折边锥形封头壁厚，即
[]φ
σδt
c i
D p f 20⨯⨯=
折边半径
i i r 0.15D 0.152800420mm
==⨯=
60=α时，查得0.710=f
[]0 1.700.2872800
4.99213712i c t
f p D mm
δσφ⨯⨯⨯⨯∴==
=⨯⨯
∵mm
C
6.01
= 0
2=C ，
名义厚度为
12 5.59n C C mm δδ=++=，取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为
mm n 6=δ，直边高度为mm h 25=。

(4) 水压试验压力及强度校核
水压试验压力按下式计算
[][]t T p
P σσ25.1≥
式中 T P : 内压容器的试验压力，a MP p ：设计压力， a MP
[]σ：试验温度下材料许用应力， a MP
[]t σ：设计温度下材料许用应力， a MP
[][]
1.25 1.250.28710.359T a
t P p
MP σσ==⨯⨯=
又试验压力下的筒体的薄膜应力
()s
e
e i T T D P φσδδσ9.02≤+=
式中 e
δ：钢板的有效厚度，
mm C C n e .450.60621=--=--=δδ
s σ：常温下材料的屈服极限，a MP ， a s MP 205=σ ()()0.3952800 5.4102.5722 5.4
T i e T a
e P D MP δσδ+⨯+=
==⨯
0.90.91205184.5102.57s a T a
MP MP φσσ∴=⨯⨯=≥=
所以壳程试验安全。

5.1.3 开孔补强计算
以本分离室二次蒸汽出汽口5305φ⨯的开孔为例进行补强计算 (1) 补强方法判别：
开孔直径
252020.6521.214002i
i D d d C mm mm =+⋅=+⨯=<
=，
满足等面积法开孔补强计算的适用条件，故可用等面积法进行开孔补强计算。

(2) 开孔所需补强面积A
()
r et f d A -+=12δδδ
式中 δ
: 筒体计算厚度， 2.94mm δ=
nt δ：接管厚度 此处5nt mm δ=
et δ：接管有效厚度，50.6 4.4et nt C mm δδ=-=-=
r f ：强度削弱系数，因壳体材料与接管材料相同，故[][]
1
==r
t
n
r f σσ
()
()
2
21521.2 2.942 2.94 4.4111532.3et r A d f mm δδδ=+-=⨯+⨯⨯⨯-=
(3) 有效补强范围
①有效宽度B 按下式计算，取二者之中较大值。

22521.21042.422521.22625543.2n nt B d mm B d mm
δδ==⨯=⎧⎨
=++=+⨯+⨯=⎩
计算得1042.4B mm =
②有效高度的计算
a ．外侧有效高度1h 按下式计算，取二者之中较小值。

()1151.45150h mm h mm ⎫===⎪
⎬
=⎪⎭实际外伸高度
故
151.45h mm
=
b. 内侧有效高度2h 按下式计算，取二者之中较小值
()2236.410h mm h ⎫===⎪
⎬
=⎪⎭
实际内伸高度
故02=h
(4) 有效补强面积
① 筒体多余金属面积
筒体有效厚度 mm
C n e
4.56.06=-=-=δδ
筒体多余金属面积1A 按下式计算
()()()()()()12
211042.4521.2 5.4 2.940
1282.2e et e r A B d f mm δδδδδ=-----=-⨯--=
② 接管多余金属面积 接管计算厚度
[]0.287520
0.545213710.287
2c i t t
c
n p d mm
p δσφ⨯=
=
=⨯⨯--
接管多余金属面积2A
()()()21222
22251.45 4.40.54510
396.7et t r et r
A h f h C f mm δδδ=-+-=⨯⨯-⨯+= ③ 接管区焊缝面积（焊脚取mm 0.6）
2
31
2 6.0 6.036.02
A mm =⨯⨯⨯=
④ 有效补强范围
123
2
1282.2396.736.0
1714.9e A A A A mm =++=++=
21532.3e
A A m m
>
=
∴开孔后不需另行补强。

因本效蒸发器分离室中各接管厚度相同，最大开孔不需要补强，所以所有接管都不需另行补强。

5.1.4支座的选择
采用A 型悬挂式支座， 选用4个支座 考虑水压试验时设备总重量约为36590M kg =
支座承受载荷33365909.81
1010108.10.834
M g Q KN k n --⋅⨯=
⨯=⨯=⋅⨯
据JB/T4712.3-2007 选耳式支座A6-Ⅲ
螺栓分布圆直径
()
()
21223801153359l s mm
φ=
-=
⨯-=
5.1.5 视镜的选择
据HGJ501-86-20,选视镜ⅡPN1.0 DN100，两个。

5.1.6 折流式除沫器的设计
确保蒸汽每折流一次流通面积是逐渐扩大的。

蒸汽出口管径5305φ⨯ 升气管5003φ⨯ 导流筒7003φ⨯ 短节100010φ⨯
5.2 Ⅱ效分离室尺寸的确定及强度计算
5.2.1 Ⅱ效分离室直径及高度的计算
Ⅱ效分离室中
3
956.572l kg m ρ= ，102.5℃下，
3
0.64913v kg m ρ= 。

0.5
956.5720.649130.0170.6520.64913v u m s
-⎛⎫
∴=⨯= ⎪
⎝⎭
232115255.25
6.53436000.649133571.4i v s v i W D u V m s D mm πρ====⨯∴=
==又
圆整后得3600N D mm
=。

∴筒体高度
1.65760N H D mm
==
5.2.2 Ⅱ效分离室壁厚计算及水压试验校核
本效分离器设计压力
0.105a
MP ，设计温度102.5℃。

(1) 筒体壁厚计算
内压筒体厚度计算式为
[]c
t
c p D p i
-⨯=
φσδ2 式中 δ：计算厚度 mm
c
p ：计算压力 a MP
φ：焊接接头系数 此处取φ=1
[]t
σ：设计温度下的材料许用应力 a MP ，此处取150℃下材料
的许用应力为137a MP
i
D ：筒体内径 mm
[]33
105103600
1.4521301105102i
c t c
p D mm p δσφ--⨯⨯⨯∴===⨯⨯-⨯-
因mm 2min =δ，所以mm 2=δ。

查表得不锈钢钢板负偏差 mm C .601=
因为材料为不锈钢，且碳酸钾料液腐蚀比较轻微，所以选取腐蚀裕量
02=C
∴筒体的名义厚度为
mm C C n .6221=++=δδ。

因选用高合金钢做换热设备，故综合考虑后取
mm n 6=δ
(2) 封头壁厚计算
本设计中所有蒸发器均采用标准椭圆形封头，其厚度计算式为
[]33
20.5105103600 1.45213710.510510c i
t
c
p D p mm δσφ--⨯=
-⨯⨯==⨯⨯-⨯⨯
因mm 2min =δ，所以mm 2=δ。

∵mm C .601=、02=C ∴封头的名义厚度为
mm C C n .6221=++=δδ。

取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为
mm n 6=δ，直边高度为mm h 40=。

(3) 90°折边锥形封头壁厚计算
当
MPa
p c 5<，可用简化式计算90°折边锥形封头壁厚，即
[]φ
σδt
c i
D p f 20⨯⨯=
折边半径
i i r 0.15D 0.153600540mm
==⨯=
60=α时，查得0.710=f
[]0 1.700.1053600
2.3521371
2i c t
f p D mm
δσφ
⨯⨯⨯⨯∴=
=
=⨯⨯
因mm 2min =δ，所以mm 2=δ。

∵mm C 6.01= 02=C ， 名义厚度为
12 2.95n C C mm δδ=++=，
取封头壁厚与筒体的壁厚相同，为
mm n 6=δ，直边高度为mm h 25=。

(4) 水压试验压力及强度校核
水压试验压力按下式计算
[][]t T p
P σσ25.1≥
式中 T P : 内压容器的试验压力，a MP p ：设计压力， a MP
[]σ：试验温度下材料许用应力， a MP
[]t σ：设计温度下材料许用应力， a MP
[][]
1.25 1.250.10510.13T a
t P p
MP σσ==⨯⨯=
又试验压力下的筒体的薄膜应力
()s
e
e i T T D P φσδδσ9.02≤+=。