双效升膜蒸发器毕业设计说明书

Na2(CO3)水溶液两效蒸发装置设计

DESIGN DF 2-EFFECT EVAPORATION

EQUIPMENT FOR SODIUM CARBONARE SOLUTION

专 业: 过程装备与控制工程

姓 名: 指 导 教 师： 申请学位级别: 学 士

论文提交日期: 2013年6月8号 学位授予单位:

摘 要

在化工、医药和食品等领域常涉及到关于溶液的浓缩和从溶液中制取溶剂的工艺，为实现这些工艺，常采用蒸发操作，即通过加热的方法，使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶液中溶质组成提高的单元操作。进行蒸发操作的设备即为蒸发设备，蒸发设备的种类较多，特点不一，故根据不同的条件选取最优的蒸发设备显得尤为重要。

本次设计为依据所需浓缩的溶液、处理量、浓缩比、生蒸汽的压强等条件设计合适的蒸发器和辅助设备。

首先通过了解众多蒸发设备的特点，再根据本次设计的前提条件选用较优的蒸发设备，经过综合分析本设计选用升膜式蒸发器。确定蒸发器类型后，根据相关资料和本次设计的前提条件对蒸发器的各项尺寸进行计算，并依此选取或设计各种部件，然后，再对重要部件进行强度校核，确保其能够达到工艺要求。

由于蒸发操作需要消耗大量的热能，如何提高热能的利用率就显得比较重要，通过参阅大量的文献，了解了许多节能措施，通过比较分析，本设计采用第一效蒸发器的冷凝水对原料液进行预热，预热设备选用套管式换热器。

由于本设计末效蒸发器采用真空蒸发，故需要采用真空设备对其进行抽真空，为减少真空设备的抽气量，即降低能耗，本设计对末效的二次蒸汽进行冷凝，采用混合式冷凝。

蒸发操作属于耗能较高的操作，蒸发设备将更多的趋于节能化。

关键词： 蒸发器； 升膜式蒸发器； 双效蒸发器

ABSTRACT

In the chemical, pharmaceutical and food, etc. often involves about the solution of concentrated and the solvent from the solution process of preparing for the realization of these processes, often with an evaporation operation, namely, by a method of heating the non-volatile solute containing boiling vaporization and removed from the steam, thereby improving the composition of the solute unit operation. Evaporation operation of the device is the evaporation plant, evaporation plant more types of different characteristics, so select the best under different conditions of evaporation equipment is very important.

The design is based on concentrated solution required, the handling capacity, concentration ratio, raw steam pressure and other conditions to design suitable evaporator and auxiliary equipment.

First, by understanding the many features of the evaporation plant, according to the design of the optimum choice precondition evaporation equipment, after a comprehensive analysis of the design uses rising film evaporator.Determine the evaporator type, according to the relevant information and the design of the preconditions for the size of the evaporator is calculated, and so select or design of various components, and then, and then the important parts strength check to ensure that it can meet process requirements.

Due to evaporation operations consume a lot of energy, how to improve the utilization of energy becomes more important, by referring to the extensive literature, to understand the many energy-saving measures, through comparative analysis, the design uses first-effect evaporator condensate liquid of raw materials preheated equipment selection pipe heat exchanger.

Since the design of the end-effect evaporator using vacuum evaporation, the device needs to be vacuum evacuated to reduce the amount of vacuum suction device, which reduces energy consumption, the design efficiency of the end of the secondary steam is condensed, the use of hybrid condensation.

Evaporation operation is energy-consuming operation, evaporation plant will become more energy-saving.

Keywords: evaporator; rising film evaporator; dual effect evaporator

目 录

第一章 绪论 ............................................. 1 第一节 蒸发概述 ......................................... 1 第二节 蒸发设备 ......................................... 2 第三节 物料的简介 ....................................... 5 第四节 蒸发器的选型 ..................................... 5 第二章 工艺计算 ......................................... 6 第一节 设计内容 ......................................... 6 第二节 工艺计算 ......................................... 6 第三章 蒸发器的结构设计 ................................ 12 第一节 加热室的设计 .................................... 12 第二节 接管设计 ........................................ 17 第三节 管箱结构设计 .................................... 21 第四节 支座的选取 ...................................... 23 第五节 视镜的选用 ...................................... 24 第六节 蒸发器强度校核 .................................. 25 第四章 蒸发器辅助设备的选择 ............................ 27 第一节 原料液的预热器 .................................. 27 第二节 冷凝器的设计 .................................... 31 第三节 分离器的设计 .................................... 35 结论 .................................................... 37

参考文献 ................................................ 39 致谢 .................................................... 40

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第一章 绪论

第一节 蒸发概述

一、蒸发的简介

蒸发即使液体汽化移出，工业上通常采用加热的方式强化蒸发，因为通过蒸发可以浓缩溶液和得到纯净的液体，所以蒸发这一操作在工业上应用比较广泛。 二、蒸发操作的分类

（一） 单效蒸发操作与多效蒸发操作

根据蒸发器二次蒸汽的处理方式不同可将蒸发操作分为单效蒸发操作和多效蒸发操作。

多效蒸发操作即一蒸发器蒸发产生的二次蒸汽引入下一蒸发器，并作为其加热蒸汽，即将多个蒸发器串联起来。对于多效蒸发操作，二次蒸汽和溶液的流向有三种不同的形式，即并流、逆流和错流。

单效蒸发操作与上述的不同之处在于蒸发产生的二次蒸汽没有被作为加热蒸汽引入另一蒸发器。

多效蒸发操作相对于单效蒸发操作有诸多优势，比如多效蒸发操作充分利用了具有较多热能的二次蒸汽，即其一次蒸汽用量相对较少，热能利用率相对较高，设备生产强度性对较低。

（二） 加压蒸发、常压蒸发和减压操作

蒸发操作可以在加压、常压或减压的条件下进行。在多效蒸发操作中，末效蒸发器常采用真空操作，这样可以提高传热温度差，加大对二次蒸汽的利用程度；在工业生产中常遇到需要处理的热敏性物料，此时需要考虑真空操作，因为真空操作可降低料液的沸点，避免或减少对物料的影响。

（三） 间歇蒸发与连续蒸发

根据蒸发操作的过程模式，将其分为间歇蒸发与连续蒸发。 三、蒸发操作的特点

（一） 工业蒸发操作实际为热传导，但其特别之处在于传热壁面一侧的冷流体汽化和另一侧热流体的液化同时发生。

（二） 对于溶液来说，其蒸气压较同条件下的溶剂的低，则导致溶液的沸点高于纯溶剂的沸点，即溶液的沸点有所升高，且沸点升高程度和溶质的种类和溶质的百分含量有关。

（三） 在对某些溶液进行蒸发时，会出现晶体析出、溶质变质、壁面结垢和产生泡沫等现象，对于这些现象要采取相应的措施加以防治。

（四） 蒸发操作属于高耗能操作，应该采取措施提高能源的利用率，比如；

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蒸发操作会产生大量含有较多潜热的二次蒸汽，可用二次蒸汽作为加热蒸汽对下一效蒸发器进行加热；同时，蒸发操作还会产生大量温度较高的冷凝水，可利用冷凝水对料液进行预热或经过闪蒸产生的蒸发作为加热蒸汽在此利用。

第二节 蒸发设备

一、蒸发设备的简介

为完成各种蒸发操作需要配套的蒸发设备，由于蒸发操作的种类较多，所以蒸发设备的类型也较多，但是不同类型的蒸发设备都是由蒸发器和辅助设备组成。

蒸发器主要由加热室和蒸发室组成，加热室内为加热蒸汽，其作用为对料液进行加热；蒸发室内为料液，被加热室内加热蒸汽加热后的料液在蒸发室进行沸腾汽化，即进行蒸发。

辅助装置主要作用有使蒸发产生的气液混合物进行分类、对产生的二次蒸汽进行冷凝、形成蒸发操作所需要的压力环境和对料液的预热等，其主要包括分离器、冷凝器、形成真空的装置和预热器等。 二、蒸发器的类别

根据蒸发操作时料液在蒸发器内流动形式的不同，可以将蒸发器分为循环型蒸发器和单程型蒸发器即膜式蒸发器。

（一） 循环型蒸发器

循环型蒸发器的特点为料液在蒸发器内作循环流动，料液流动可以靠料液的密度差来推动，也可以靠外界的动力来推动。由于料液在蒸发器内作循环流动，所以蒸发器内的料液滞留量较大，且料液在蒸发器内停留的时间较长，故其不适合于处理热敏性物料。循环型蒸发器还可细分为多种形式。 （二） 单程型（膜式）蒸发器

单程型蒸发器的特点为料液只在蒸发器内流动一次，料液可以以较快的速度呈膜状流过加热室内的加热管，料液在蒸发室内停留时间可大幅度缩短，且蒸发器可具有较高的传热系数。其进料方式可以为从蒸发器上部进料，也可以为从蒸发器下部进料，根据其进料方式的不同，可将膜式蒸发器分为升膜式蒸发器和降模式蒸发器。

1、升膜蒸发器

升膜蒸发器即采用从蒸发器下部进料的膜式蒸发器，升膜蒸发器的工作原理为，料液经过预热后以达到或接近其沸点的温度被输送到蒸发器的下部，在蒸发器下部经过加热而迅速沸腾汽化，产生大量蒸汽，由于蒸汽密度较低而向上快速流动，同时带动料液以膜状的形式沿加热管内壁面快速上升，料液的速度可达到较高值，正是由于料液呈膜状流动且流速较高，故升膜式蒸发器的传热系数较高

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且工作效率也较高。

为使升膜式蒸发器的处于最优的工作状态，应确保料液在加热管内呈膜状流动，只有当料液处于膜状形式流动时蒸发器的传热系数最高，工作效率最高。只有当料液的流速位于合理范围内，料液才能呈膜状流动，如果流速过大则会出现干壁、结垢现象，如果流速过小，则会使传热系数降低，影响工作效率。为确保流速和合理，故在设计升膜式蒸发器时应该对加热管有特殊的要求。

为提高升膜蒸发器生产能力可采取下面的措施：

①、增设进料预热器 如果将温度比沸点温度低很多的溶液输送入蒸发器，则料液不可能立即进行沸腾汽化，而是需要一定时间的加热升温至沸点，在此期间料液不呈膜状流动，且料液会占据加热管的一部分，这就导致蒸发器的传热系数降低，严重影响到蒸发器的生产能力。为克服这一不利因素，可先对料液进行预热处理，使料液达到或接近沸点温度时才被输送到蒸发器，这就会减少加热管内对料液进行预热的部分，提高蒸发器的传热系数。

②、增大加热蒸汽压力和提高蒸发器内的真空度 才取这两项措施都是为了提高传热总温差，以此来提高蒸发器的传热系数和生产能力。

图 1— 1 升膜蒸发器的示意图

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2、 降膜蒸发器

降膜蒸发器即采用从蒸发器上部进料的膜式蒸发器，其与膜蒸发器的不同之处有：降膜式蒸发器也是沿加热管呈膜状流动，但是其呈膜的原理和升膜式的不同，其是靠液体分布器将料液分布于加热管内壁，使料液呈膜状沿壁面向下流动。液体分布器还起到防止二次蒸汽由加热管顶端直接窜出。完成液和蒸汽从蒸发器下部通入分离室进行分离。

图 1— 2 降膜蒸发器结构图

3、 刮板搅拌薄膜蒸发器

刮板搅拌薄膜蒸发器呈膜原理：加热管内装有可以旋转的搅拌叶片，其可以使料液在加热管内壁呈膜状流动，其结构比较复杂、运行成本高、处理量不大，一般只应用于处理粘度较大的料液。 三、蒸发设备的辅助装置

蒸发器的辅助装置主要有分离器、除沫器、冷凝器和形成真空的装置等，其简单介绍分别如下：

（一） 分离器和除沫器

作用：分离器是将蒸发产生的气液混合物进行分离，分离出液体料液和蒸汽，除沫器是对蒸汽作进一步的分离，除去其携带的少量料液，除沫器的种类较多。 （二） 冷凝器

作用：冷凝二次蒸汽。

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类型：冷凝器有间壁式和直接接触式两种形式。当二次蒸汽为有价值的产品而需要回收，或会严重污染冷却水时，应采用间壁式冷凝器；否则可采用气、液直接接触的混合式冷凝器 。 （三） 真空装置

作用：当蒸发操作环境需要真空时，则需要真空装置抽出多余的气体，维持操作系统所需要的真空环境。

第三节 物料的简介

碳酸钠易溶于水，且其水溶液呈碱性，具有一定的腐蚀性，其熔点为851℃，相对密度(25℃)2.532，比热容1.042J/(g·℃）（20℃）。

在工业中碳酸钠的用途非常广泛，在轻工日化、建材、化学工业、食品工业、冶金、纺织、石油等领域均有着广泛的应用，在工业上最常用的的制取碳酸钠的方法为联合制碱法。

第四节 蒸发器的选型

由于蒸发器的形式较多，对于不同的工艺要求如何选取最合适的蒸发器形式就显得非常重要了，选取合适蒸发器的时候要考虑以下因素，

料液的黏度，料液的热稳定性，料液是否易发泡、结垢，料液的腐蚀性，料液的处理量等。

在选型时应该综合分析上述各因素。

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第二章 工艺计算

经过对工艺要求的各项前提条件的综合分析，本设计确定选用双效升膜式蒸发器，并采用并流布置。

本章主要是关于对升膜式蒸发器的工艺计算，即确定各效蒸发器的蒸发量、蒸发操作的环境和传热面积等。

第一节 设计内容

一、设计题目

（一） 设计题目：Na2CO3水溶液双效蒸发装置设计

（二） 设备型式：升膜式蒸发器，并流布置 二、设计条件

（一） 原料液处理量：F = 5000kg/h ，浓度7%，温度 30 ℃，完成液浓度 25% ，碳酸钠的比热容为1.04KJ/(kg. ℃)； （二） 加热蒸汽压强400kPa（绝压），冷凝器压强20kPa（绝压）；

（三） 效蒸发器传热面积相等，加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出，热损失均按5%计，流动阻力引起的沸点升高取1 ℃；

（四） 根据相关资料，取第一效蒸发器的总传热系数为 2000 W/ ㎡. ℃， 第二效蒸发器的总传热系数为 1500W/ ㎡. ℃；

第二节 工艺计算

一、各效浓度的估算

由设计任务书可知，原料液的处理量为 F = 5000kg/h ，初始溶液溶质的质量分数为X0 = 7%，完成液溶质的质量分数为X2 = 25% 。

则总蒸发水量 W为

X00.07WF1500013600Kg/h (2- 1)

X10.25由设计任务书要求采用并流布置，而对于并流操作的多效蒸发可以按各效蒸发量相同即W1:W2:=1:1，则：

W1W211W3600Kg/h1800Kg/h 22则经过第一效蒸发后的溶液浓度为：

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X1FX050000.070.11F-W150001800

二、对各效有效总传热温差的初算

（一） 因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失 t

设各效加热蒸汽与二次蒸发的压强差相等。

PPP2410521043.8105Pa380kPa

P为第一效加热蒸汽的压强，为400kPa（绝压）； P2为第二效加热蒸汽的压强，为20kPa（绝压）。

P3.81055第一效加热室中的压强 P1P4102.14105(Pa)

22查表得 第一效加热蒸汽的温度 T0 = 143.4℃，汽化潜热R0= 2138.5kJ/kg；

第一效二次蒸汽的温度 T1 = 121.7℃，汽化潜热R1= 2200.8kJ/kg。

第二效二次蒸汽的温度 T2 = 60.1℃，汽化潜热R2= 2854.9kJ/kg。

Ps由公式 Ps（其中Ps为实际压强，m为溶液中水的摩尔分数），可求

m取溶液的沸点。

对于第一效蒸发器，Ps = 214kPa，m=0.979，可知Ps=214.5kPa，查表可得：溶液的沸点T1=122.3℃。

同理求得第二效蒸发器中溶液的沸点为T2=62.3℃。 数据汇总如下表2—1 名称 一次蒸汽 第一效的二次蒸汽 第二效的二次蒸汽 压强蒸汽温度T 溶液温度t 温差损失汽化潜热（℃） 143.4 121.7 60.1 表 2— 1

（kPa） 400 210 20 （℃） 122.3 62.3 （℃） 0.6 2.2 （kJ/kg） 2138.5 2200.8 2854.9 （二） 由于管路流动阻力而引起的温度差损失t

对于多效器需要将前一效蒸发器产生的二次蒸汽经过管路输送到下一效蒸

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发器作为加热蒸汽，由于管道流动阻力的存在，会使二次蒸汽的压强略有降低，温度也相应有所下降，根据经验一般约取温度降低值为1℃。

则第二效的加热蒸汽温度T1T11121.71120.7℃。 对于升膜蒸发器来说，理想状况下加热管内不存在液柱，故升膜蒸发器因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失可忽略不计。 （三） 总温差损失与总有效温差

总温度差损失 总有效温度差

ttt12t0.62.213.8（℃）

tT0t2t143.460.13.879.5（℃）

各效加热蒸汽和二次蒸汽的温度分布如表2—2

效序号 一 二 加热蒸汽温度（℃） 143.4 120.7 二次蒸汽温度（℃） 121.7 60.1 溶液沸点（℃） 122.3 62.3 表 2— 2

三、热量衡算

因为任务书中规定热损失均为5%，故热利用系数1  2  0.95。

（一） 对第一效进行热量衡算

W1 R1 D1R01 (2- 2)

R12138.50.95D10.923D1 R22200.8（二） 对第二效进行热量衡算

即 W11D1t1t2R1W2D2FCPOW1CPW2R2 (2- 3) R2若第一效产生的二次蒸汽没有额外抽出时 W1D2， 原料液的比热容 ：

CPO7%CN93%CPW0.071.040.934.1873.967KJ/(kg. ℃) 其中CN为碳酸钠的比热容，CPW为水的比热容。

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故上式可变为：

t1t2R1W2W1FCPOW1CPW2R2 R2122.362.32200.8W150003.9674.187W10.95 2854.92854.90..8W1396.6 (2- 4)

有W1 + W2 = W ，且W = 3600 kg/h，并将其带入式2 - 4中，可得： W1 = 1944kg/h ， W2 = 1659 kg/h；

将W1 = 1944 kg/h 带入式 2 - 2 中，可得D1 = 2106.2 kg/h。 各效蒸发量及加热蒸汽量如表 2—3 效序数 一 二 蒸发量（ kg/h） 1944 1656 表 2— 3

加热蒸汽量（ kg/h） 2106.2 1944 四、初求传热面积

（一） 求第一效蒸发器传热面积 S1

S1Q1 (2- 5) K1t1第一效中传递的热量

Q1D1R02106.22138.510336001.251106W， 总传热系数 K1= 2000 W/ ㎡. ℃，

有效温度差 t1T0t1143.4122.321.1（℃）

1.25110629.65m2 故S1200021.1（二） 求第二效蒸发器传热面积 S2

S2Q2 (2- 6)

K2t2第二效中传递的热量

Q2W1R119442200.810336001.188106W，

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总传热系数 K1= 1500 W/ ㎡. ℃，

有效温度差 t2T1t2120.762.358.4（℃），

1.188106故S213.56m2

150058.4（三） 为制造安装方便，故要求两效传热面积相同，但是由于初次计算得到的两效传热面积相差甚大，故应该调整各效的有效温差，调整后再进行计算面积，直至两效传热面积相差不大。 五、分配有效温差、再求传热面积

（一） 重新分配各效的有效温度差

SS1t1S2t229.6521.113.5658.417.83m2 (2- 7)

79.5t t1S129.65t121.135.1（℃） S17.83S213.56t2t258.444.4（℃）

S17.83（二） 校正各效沸点、蒸发水量和传热量

因为第二效完成液浓度和其二次蒸汽压强不变，故第二效溶液的沸点亦不变

t2= 62.3℃;

而t2=44.4℃，则第二效加热蒸汽（来自第一效的二次蒸汽）温度为

T1t2t262.344.4106.7（℃）；

则第一效二次蒸汽温度T1T1t106.71107.7（℃）； 假设此时第一效的蒸发量仍为W11944kg/h， 则第一效溶液浓度

x1Fx050000.070.115, FW150001944由T1107.7℃，可知第一效的压强P1132.98kPa, 汽化潜热

R12236.4kJ/kg，

Ps由公式Ps，可知此时溶液的沸点t1108.4℃。

m（三） 热量衡算

对第一效进行热量衡算：

R12138.5W11D10.95D10.908D1 (2- 8)

R22236.4对第二效进行热能衡算：

第一效产生的二次蒸汽没有额外抽出即 W1D2，

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t1t2R1W2D2FCPOW1CPW2R2 (2- 9) R2107.762.32236.4W150003.9674.187W10.95 2854.92854.90..681W1299.43

有W1 + W2 = W ，且W = 3600 kg/h，并将其带入式2 - 9中，可得：

W1 = 19kg/h ， W2 = 1636 kg/h；

将W1 = 1944 kg/h 带入式 2 - 8 中，可得D1 =2163 kg/h。 则Q1D1R021632138.510336001.285106W，

Q2W1R1192236.410336001.220106W

因为此时计算出的W1 、W2与前面所求得蒸发量相差很小，故其溶液浓度无明显的变化，故不必重新计算溶液的沸点。

（四） 各效传热面积的重新计算 t1T0t1143.4108.435℃

Q11.285106S118.357m2

K1t1200035Q21.220106S218.312m2

K2t2150044.4两传热面积非常接近，故不必再重新计算。 考虑到留适当设计余量（通常加大10%~15%），故最终确定S1=S2=20m2。 （五） 各效数据的最终汇总 效序数 一 二 加热蒸汽温度（℃） 143.4 106.7 二次蒸汽温度（℃） 107.7 60.1 溶液温度（℃） 108.4 62.3 压强（kPa） 133 20 蒸发量面积（m2） （kg/h） 19 20 1636 20 表 2— 4

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第三章 蒸发器的结构设计

本章主要为确定蒸发器主体的各项尺寸，并依此来设计和选取各部件，本章主要涉及到加热管尺寸、数量，筒体尺寸，筒体法兰、接管法兰的选取，整体管板的设计，箱体的设计，折流板、防冲挡板的设计，支座、视镜的选取以及重要部件的强度校核等。

第一节 加热室的设计

一、加热管数量的确定

（一） 初算加热管数量

选取252.5的无缝钢管，为满足升膜蒸发器所要求的加热管长径比为100~150的要求，同时考虑到资料的推荐值，所以管长取3 m 。

管数由下式求取

n

Sd0L0.1 (3- 1) S为单效的传热面积，S=20m2;

L为加热管的长度，L=3m,因为加热管固定在管板上；

考虑到管板的厚度所占据的传热面积，故计算n时管长应取（L-0.1）。

其中：d0为加热管的外径，d0=0.025m;

故

nS2087.5根

d0L0.13.14160.02530.1故取加热管数量为88根。

（二） 加热管的排列方式和数量的最终确定

由于蒸发器的壳程走的是饱和水蒸气，不易结垢，故采用结构紧凑的正三角形排列。

若按照正三角形排列，为排下88根管子需要5层，为将5层六角形布满管子，则管子数为91根。同时考虑到拉杆在管板上所占据的位置，故最终加热管数为根。

对管数进行校核：

第一效蒸发器中二次蒸汽的体积流量

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V1W1119； (3- 2) 0.709（m3/s）

0.76943600第二效蒸发器中二次蒸汽的体积流量 V2

加热管内截面总面积 Sn（m2）。

V10.70924.8(m/s); S0.0286V23.477 第二效蒸发其中二次蒸汽的流速v2121.6(m/s)。

S0.0286对于升膜蒸发器，为保障溶液在加热管内的流型为环状流，管内蒸汽流速在

W221636。 (3- 3) 3.477（m3/s）

0.130736004d00.00523.14160.0220.028则：第一效蒸发其中二次蒸汽的流速v1常压下要保证在10~50m/s，理想条件为30m/s，在减压情况下在100~160m/s。

此时的v1、v2均符合要求，故选取的管子型号和确定的管子长度、数量是合乎要求的。

加热管的数据汇总如下表： 无缝钢管 型号 长度 3m 表3— 1

数量 排列方式 正三角形 252.5 二、计算加热室内径

内径由下式求取

Ditnc12b (3- 4)

其中：nc为对角线上的管数，因为正六角形为5层，故nc25111， b为最外层六角形中加热管的管中心到壳体内壁的距离，b一般取 （1~1.5）d0，此时取b1.5d01.52537.5mm。

t为加热管中心距，t一般取（1.25~1.5）d0，但当加热管外径为25mm

时，最常用的中心距为32mm。 故式3-2为

Ditnc12b3211-1237.5395mm

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根据手册将内径Di圆整为400mm，壁厚取8mm。 三、折流板设计

为了提高壳程内加热蒸汽的流速，并增加其湍流程度，且使壳程流内加热蒸汽能够垂直冲刷管束，以改善传热效果，增大蒸发器的传热系数，提高蒸发器的生产能力，故应该在蒸发器的壳程内安装折流板，同时折流板还可起到减少结垢，对管束起到支撑作用，防止加热管变形的作用。

此处选用常用的单弓形折流板，其结构如下图所示：

图3- 1 单弓形折流板

如图所示，单弓形折流板缺口弦高h易取0.20~0.45倍的壳体直径，最常用的是0.25倍的壳体直径，故此处h0.25Di0.25400100mm。

折流板按照等距布置，确定折流板间距B=300mm，折流板厚度取4mm。

L3000折流板板数 N1-19块

B300离管板最近的折流板距离为

LN1B300091300L300mm

220.40由GB151—2011可知：折流板管孔直径及允许偏差为25.80mm，

折流板外直径及允许偏差396.500.5mm。

四、拉杆、定距管设计

折流板一般通过拉杆与定距管等元件与管板固定。

由GB151—1999可知拉杆的具体数据，其如下图： 拉杆直径d mm 拉杆数量 n La Lb b mm L2 mm mm mm

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16 4 20 表3— 2

60 2.0 24

图3- 2 拉杆结构图

拉杆与定距管结构图如下图所示：

图3- 3 拉杆定距杆结构

0.40折流板上为拉杆开孔尺寸为16.60mm。

定距管一般选取内径比拉杆外径大一些的管子，此处选用的定距管为

252.5的无缝钢管，与加热管相同。

五、管板设计

为固定换热管束，需要设计管板，此处设计的管板采用延长部分兼作法兰的管板形式，即整体管板。

管板与加热室壳体的连接，采用焊接形式；管板与换热管的连接采用强度焊接形式。

其结构如下图所示，

15

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A

图3- 4 管板结构图

由《压力容器设计手册》，可知此处选用的管板法兰的尺寸如下表，

管板法兰，mm 压强MPa D D1 D3 D4 400 0.6 515 480 397 437 403 12.5 18 表3— 3 整体管板尺寸

公称直径DN,mm 螺柱 D5 C d2 bf b 规格 数量 28 38 M16 20

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第二节 接管设计

一、接管直径的确定

（一） 溶液进出口接管直径的确定

为加工方便，各效蒸发器的料液进出口均采用相同的尺寸，则料液进出口直径应该根据溶液体积流量最大的第一效溶液进口直径为准。

溶液的适宜流速按照强制流动取值，有资料可知：浓度不大的溶液强制流动流速理想范围为1~2m/s，此时取流速u=1.2 m/s。

第一效进料液的密度为，

7%溶质93%水0.0725320.9710001107.2Kg/m3 则料液的体积流量为，

VSF50001.25410-3m3/s

360036001107.2则接管内径为，

dL14VSu41.2541030.0365m36.5mm

3.14161.2按照相关标准选取452.5标准的无缝钢管。

（二） 饱和蒸汽进出口接管直径的确定 为加工制造方便，设计各效饱和蒸汽进出口接管直径相同，蒸汽进出口直径应该依据直径最大者为准。

有式3-2和3-3可知，

第一效蒸发器中二次蒸汽的体积流量Vs1= 0.709 m3/s； 第二效蒸发器中二次蒸汽的体积流量Vs2= 3.477m3/s,；

查手册可知第一效的加热蒸汽的密度为2.154Kg/m3，故第一效加热蒸汽的体积流量为，

VS0D121630.279m2/s

360036002.154对加热室加热蒸汽管，可按20~40m/s的流速确定管径，对蒸发器的二次蒸汽流速可取更大些，真空条件下可达到60m/s。

此时取u0=30m/s，u1=40m/s，u2=60m/s。 则d04VS040.279108.8mm u03.14163017

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d14VS140.709150.2mm u13.1416404VS243.477271.6mm u23.141660d2虽说，接管尺寸应该按照内径最大者为准，但有压力容器设计规范：圆筒上

Di开孔的，当圆筒内径时，开孔最大直径不大于 ，且不大于500mm。

2综合上述因素，现选取1594.5的无缝钢管。

此时，由于进入加热室的蒸汽流速过大，为防止因壳程蒸汽进口处高温蒸汽对加热管束表面进行直接冲刷引起而引起侵蚀及震动，故应该在蒸汽进入端口处设置防冲挡板，以保护换热管。

此处采用防冲挡板焊接在筒体上的连接方式。 防冲挡板的结构图，

图3- 5 防冲挡板的结构图

取H=24mm。

B1=150+25+25=200mm，B2=225mm；

防冲板厚度取5mm，采用碳钢材料。 （三） 冷凝水的出口直径的确定

冷凝水的排出一般属于液体的自然流动，取流速为u0.15m/s，为加工方便，各尺寸一致，接管直径应由各效冷凝水体积流量最大者确定。

第一效加热蒸汽用量最大，且其冷凝水的密度最小，故第一效冷凝水的体积流量最大。

V

D121636.51104m3/s

3600D13600923.04518

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则冷凝水出口内径为，

4Vdu46.5110474.3mm

0153.1406选取4.5的无缝钢管。 （四） 接管法兰确定

选用板式平焊法兰，其结构如下图，

图3- 6 板式平焊法兰结构图

各接管法兰具体尺寸如下表， 接管 公称钢管DN A1 连接尺寸 外径中心直径数目Th D 进料口 蒸汽进出

板式平焊法兰 f 内径 厚度B1 M10 46 C 16 78 2 直径外径 法兰螺孔螺孔螺孔螺纹法兰法兰d 直圆L 径K 40 45 130 100 14 4 n 150 159 265 225 18 8 M16 161 20 199 2 19

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口 冷凝液出口 80 190 150 18 4 M16 91 20 124 2 表3- 1

二、蒸发器接管伸出长度的确定

（一） 进料接管伸出长度确定

Lhh1151614.8501595.8mm 

其中h—接管法兰厚度，mm；

h1—接管法兰的螺母厚度，mm；

—保温层厚度，按照经验取50mm； L—接管安装高度,mm；

取L=150mm。

（二） 蒸汽进出口接管伸出长度确定

Lhh1152021.55015106.5mm

取L=150mm。

（三） 冷凝液出口接管伸出长度确定

Lhh1152021.55015106.5mm 

取L=150mm。

三、蒸发器接管位置的确定

蒸汽进出口接管位置确定

由于壳程接管位置无补强圈故壳程接管位置最小尺寸为，

d0159Lb4c38450163.5mm

22取L=200mm。

四、测压管，排气管设计

为了方便排出蒸发器中的不凝气体和测量蒸发器中的压力，故设计排气管和测压管均为18×2mm，L=150mm的无缝钢管。

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第三节 管箱结构设计

一、下端管箱结构的确定

对于升膜蒸发器，可在下端封头上开一轴向口，用作进料口，故可将封头与法兰直接焊接，不用使用圆筒边。

（一） 封头的选取

由于各效蒸发的尺寸相同，且使两端的封头一致，故所以壳体的封头选取统一类型。

选用封头结构如下，

图3- 7 封头结构图

具体尺寸如下，

DN mm 400 h1mm 100 δ㎜ 10 表3- 2

直边段 40 标准图号 JB1154-73 （二） 液体分布器的设计

为防止各加热管内料液的流速相差过大（管内流速过大时，将会出现干管现象，使壁面结垢，轻者影响传热效果，重者导致管子的堵塞），故应在下封头内安装一锥形液体分布器，使各管内流速分布均匀些。

在分布器上开Φ10mm的小孔，小孔按照同心圆均布。 （三） 管箱法兰选取

选取根据整体管板的尺寸选取对于的管箱法兰，查标准可得，

21

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图3- 8 管箱法兰结构图（凹面）

具体数据如下表， DN mm 400 D mm 515 D1 D2 D3 D4 mm 30 d mm 螺柱数量 规格 18 M16 20 mm 480 mm 450 mm 440 mm 437 表3- 3

（四） 垫片的选用

垫片材料选择石棉橡胶板，有JB4704-2000可知，

图3- 9 垫片的结构尺寸图

DN mm 400 D mm 439 表3- 4

d mm 403 二、上端管箱结构的确定

选用B型封头管箱型。

只考虑相邻焊缝间距离计算管箱的最小长度，长度L如下式，

22

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LL1L2L3

其中L1为接管位置尺寸；

L2为封头高度，L2h1h210040140mm；

L3为接管到封头连接焊缝间的距离，L3取150mm。

则，LL1L2L3200140150490mm 则选取，圆筒边长为350mm，厚度为10mm。

第四节 支座的选取

由于此蒸发器属于中小型立式设备，故选用耳式支座。耳式支座简单轻便，但是其对容器壁面可产生较大的局部应力。

根据标准JB/T4725—92，选用支座的尺寸如下，

图3- 10 A型耳式支座的结构

公称高度

底板 23

筋板 天津科技大学2013届本科生毕业设计

直径H DN 400 125 垫板 l 3 160 b3 125 δ3 6 e 20 d 24 表3- 5

l1 100 b1 60 δ1 6 s1 30 l 2 80 b 2 80 δ2 4 螺栓（孔） 螺纹 M20 第五节 视镜的选用

为了更直接的了解蒸发器内的运行状况，在上箱体处安装视镜。 根据箱体的具体情况，选用视镜的形式如下：

图3- 11 带颈视镜

具体尺寸如下表 公称D 直径 50 130 100 34 22 79 表3- 6

D1 b1 b2 H 螺栓 数量 6 直径 M12 标准图号 HGj501-86-1

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第六节 蒸发器强度校核

一、筒体的强度校核

依据工艺要求可知壳程的设计压力PC=1.1P=0.44MPa，焊缝采用双面对接焊并且局部无损伤，故焊接接头系数=0.85，材料选用Q235B，查相关手册可知，

C材料Q235B的许用应力=113MPa，且确定壳体厚度负偏差1=0.6mm和壳体腐

t蚀裕量

C2=2mm,计算厚度为：

PcDi2Pctt1

0.444000.78mm21330.850.44 3- 5

筒体的名义厚度t1nt1C1C20.780.620.624mm 其中为圆整厚度。

名义厚度t1n8mm，故设计的筒体强度符合要求。 二、管箱的强度计算

依据工艺要求可知管箱的设计压力Pc=0.44MPa，焊缝采用双面对接焊局部无损伤，故焊接接头系数=0.85，材料选用Q235B，由相关手册可知，材料Q235B的许用应力=113MPa，且确定管箱厚度负偏差C1=0.6mm和管箱腐蚀裕量C2=2mm,计算厚度为： t1PcDi2Pctt0.444000.78mm 3- 6

21330.850.44管箱的名义厚度t2nt2C1C20.780.620.624mm

取管箱的名义厚度t2n=6mm，且小于实际壁厚10mm，故管箱满足强度要求。 三、水压试验

为了检查蒸发器的强度和密封性能，故进行水压试验。

液压试验压力PT为

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PT=1.25Pc=1.25×0.44×113=0.55（MPa） t113

式中PT—壳体的试验压力，MPa

Pc—设计压力，MPa

—试验温度下材料的许用应力，MPa —设计温度下材料的许用应力，MPa

液柱静压力P水=g h=1000×9.8×3=0.03（MPa） PT'=PT+P水=0.55+0.03=0.58（MPa） 圆筒的应力：

PTDie0.584004.78T24.6（MPa） 2e24.78椭圆形封头的应力；

PTDi0.5e0.584000.56.78T17.3（MPa）

2e26.78其中e为有效厚度；

Di为内径。

t 查化工容器设计附录得：材料在常温时s=235MPa 0.9s=0.9×235×0.85 =179.8 MPa﹥24.6 Mpa 0.9s=0.9×235×0.85 =179.8 MPa﹥17.3 Mpa 故水压试验安全。

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第四章 蒸发器辅助设备的选择

对于一完整的蒸发操作设备，除主体设备蒸发器外，还需要若干辅助设备的支持，对于升膜式蒸发器，其辅助设备主要有料液的预热器、分离器、冷凝器和真空设备等。

第一节 原料液的预热器

第一效冷凝水的温度和压强较高，且具有较多可再利用的热能，为了更好的节约热能，应该对第一效冷凝水加以利用，虽说对第一效冷凝水的利用方式有多种，但较简单的利用方式就是用于对原料液的预热，显然单靠第一效冷凝水的预热是不能使原料液达到或较接近沸点的，故在用冷凝水预热后，还应对原料液进行预热，使其达到或接近沸点。这样虽说增大了设备投入，但从长久的经济效益角度来看，是可以节约大量的能源投入，具有可观的经济效益和环保效益。 一、第一效冷凝水对与料液的预热

（一） 预热器的选型

一、由于套管式换热器结构简单、耐高压、传热面积和流速调节空间大、传热系数高、适用于冷热流体均为液相且不接触的换热等优势，故第一效冷凝水对与料液的预热器选用套管式换热器。

由于逆流布置传热温差较大，当传递一定热量，所需换热面积少，即逆流布置的换热器尺寸相对较小，故采用逆流布置。

考虑到冷凝水的温度较高、压强较高，为减少其热量损失，且减少外管的壁厚，故使冷凝水走内管，则原料液走外管。

其具体情况如下图，

图6- 1 套管式换热器结构图

为便于清除内管外壁和外管内壁的污垢，故对外管的两端与内管的连接方式

27

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采用法兰连接。

（二） 工艺计算

可知冷侧进口温度即原料液温度t1=30℃；热侧进口温度即冷凝水温度T1=143.4℃。

取换热器的传热系数为K=1500W/（m 2·℃）；

该换热器采用逆流操作，由工程实践经验可知，对于无相变的换热器，热侧的出口温度应比冷侧的进口温度高10℃，因此取冷凝水的出口温度为40℃。

由热量衡算，略去传热损失，冷侧的吸热量等于热侧的放热量，则有

FCpo(t2t1)W1Cpw(T1T2) (6- 1)

其中，F为原料液的流量，5000kg/h；

Cpo为原料液的比热容，3.967KJ/(kg. ℃)；

W1为第一效冷凝水的流量，2163kg/h；

Cpw为水的比热容，4.187KJ/(kg. ℃)。

则原料液出口温度t2为，

t2W1Cpw(T1T2)21634.187143.4-40t13077.2℃ (6- 2)

FCpo50003.967则传热量Q为，

W1Cpw(T1T2)10321634.187143.4-40103Q2.6105W

36003600 (6- 3)

平均传热温差t为，

tt2t177.2-3047.2℃， TT2T1143.440103.4℃,

tt-T47.2103.471.7℃ (6- 4) t47.2lnlnT103.4传热面积S为，

Q2.6.105S2.4m2 (6- 5)

Kt150071.7考虑15%的面积裕度，最后确定S为2.76 m2 。

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（三） 工艺结构设计 确定单程管数

选取252.5mm无缝钢管作为内管，取内管内的流速u1=2m/s,

6.5104则管数Ns0.83

3.1416diu10.0222.544V1即单程管数为一根。 确定外管管径

取壳程原料液的流速为1.5m， 则外管内径为

4VsDid201.541.2541030.02520.041m

1.53.1416故选取503的无缝钢管作为外管。 确定所需传热管长和管数

按单管程设计，所需的长度为

S2.76L35m

d03.14160.025现选取长为5m的管子，共需要7根。 二、高压蒸汽对原料液的二次预热

（一） 预热器选型

根据冷热流体的特点，选用固定管板式换热器，采用逆流布置。 （二） 工艺计算 1、确定传热量

FCpot2t110350003.96（122.3-77.2）103Q2.5105J36003600

其中t1为原料液进口温度，t1=77.2℃；

t2为原料液出口温度，t2=122.3℃。

2、确定高压蒸汽的用量

此处还是使用0.4Mpa的高压蒸汽，其温度为T=143.4℃，汽化潜热为r=2138.5KJ/kg。

蒸汽的用量

Q2.5105W117kg

r2138.5

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3、传热温差的确定 原料液进口处的温度差为

t1Tt1143.4-77.265.9℃

原料液出口出的温度差为

t2Tt2143.4-122.321.1℃

则有效传热温差为

tt1-t265.921.139℃ t165.9lnlnt221.14、确定传热面积S

选取传热系数K=2000W/（m 2·℃）；

Q2.5.105S3.2m2

Kt200039考虑15%的设计裕度，最终确定S为3.7m2。 （三） 结构设计

1、确定换热管的尺寸和数量

选取换热管为252.5mm的无缝钢管，取长度L=2m，取流体在管内的流速u1=2.5m/s。

确定管程数

6.5104Ns0.83

3.1416diu10.0222.544V1故管程数为1。 加热管数量

nS3.724(根) d0l3.140.0252加热管的排列方式选用正三角形。 2、筒径的确定

管中心距取t=32mm；

当管数为24且按正三角形排列时，正六边形需要3层，即对角线上的最大管数为nc=7；

最外层管中心至筒内壁的距离取b=37.5mm。 则筒径为

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Ditnc12b32（7-1）237.5237（mm）

将筒径圆整为250mm。

第二节 冷凝器的设计

由于第二效蒸发器蒸发室内需要维持负压，故应该采用真空设备维持其真空度。如果直接用真空泵抽取真空，则需要抽取大量的蒸汽，那么真空设备的动力消耗将会很大，且投资也会很高。

为减少设备投资和降低动力消耗，可先将可凝性气体（二次蒸汽）冷凝为液体水并随冷却水排出，这样则真空泵只需抽走少量的二次蒸汽和不凝结气体。

为达到上述目的，需设计一冷凝器对末效的二次蒸汽进行冷凝，考虑到由于末效蒸发器的二次蒸汽较为纯净且无污染，可以选择与冷凝水直接接触冷凝，且直接接触式换热器具有传热效率高、单位容积提供的传热面积大、设备结构简单、造价低等优势。

经过综合分析塔板式混合冷凝器，其结构图如下

31

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不凝气水BhD蒸汽冷凝水

图4- 1 塔板式混合冷凝器示意图

此处塔板式混合冷凝器采用逆流形式，即二次蒸汽由冷凝器底部进入，通过具有钻孔的塔板向上流动，冷却水由冷凝器上部进入，通过具有钻孔的塔板向下流动，并与向上流动的蒸汽直接接触，进行热交换，使绝大部分二次蒸汽被冷却水冷凝为液体水并随冷却水一起从冷凝器下部排出。

此外，真空泵从冷凝器上部抽走少量的二次蒸汽和不凝结气体，维持其真空度。

由于冷凝器内部维持在真空状态，则其中的液态水不能自由排出，为解决这一问题，可使冷凝器安装在高处，利用液体自身的压强克服冷凝器内外的压强差。

（一） 传热量的计算

根据冷凝器中压强20kp查水蒸汽物理性质表可知对应的温度为60.1℃，塔板式冷凝器的排水温度一般比水蒸汽的温度低1~2.5℃。

故取排水温度t260.1258.1（℃），

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取进水温度t1=35℃，

可知二次蒸汽量G=1636kg/h,

二次蒸汽温度t0=60.1℃，对应的焓H0=2606.4KJ/Kg， 冷凝水在58.1℃时对应的焓H1= 251.6（KJ/Kg）。 则蒸汽冷凝时释放的热量

QGH0H116362606.4251.63.85106（KJ/h） （二） 冷却水用量的计算 所需冷却水的体积流量为

Q3.85106V40m3/h

CPWt2t14.18658.1351000（三） 冷凝器直径的计算

冷凝器直径dH与被冷凝的蒸汽量G、气体在冷凝器内的表观速度u以及水与蒸汽的接触情况有关。则有公式

GdH0.023u求取直径。

1/2

其中，为末效二次蒸汽的密度，为0.1307kg/m3；

u为气体在冷凝器内的表观流速，现取40m/s； 则

1/21/2GdH0.023u16360.0230.1307400.4m

（四） 塔板尺寸的确定

塔板尺寸包括宽度、筛孔孔径和筛孔排列等。淋水板的宽度a须能保证冷却水在板上泛流而又不致于过分减少蒸汽通过面积，一般可取冷凝器半径加50mm。

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图4- 2 塔板尺寸宽度

1000dH10000.450250mm 22取塔板厚度为6mm。

则塔板宽度a50设计塔板上筛孔直径为5mm，筛孔交错排列为等边三角形，取筛孔间距为10mm；

设计塔板堰高h=40mm。 则每个筛孔的淋水量为

V036000.785d022gh

其中，为筛孔阻力系数，取0.95；

为水流收缩系数，取0.8。 则

V036000.7850.00520.950.829.80.040.048m3/h

则筛孔数为

1V140n1.051.05438个

2V020.048

（五） 冷凝器高度的计算 现取塔板数为5块。

取冷凝器上、下空间高度均为0.5m，即L0=0.5m， 取L1=0.4m ，L2=0.3m，L3=0.25m，L4=0.2m， 则冷凝器高度H=2.3m。 （六） 气压管长度的设计

当冷凝器冷凝液出口处为常压时，为保证冷凝液的排出，根据静力学原理气压管内最小液位高度H应为

H10.33真空度81.310.338.3m

大气压101.3考虑到气压管内应有一定的位头以克服液态水的流动阻力，另外，为防止冷凝器内压强波动而产生冷凝液倒灌，还应将气压管增加0.5m。

故最后取气压管的长度为 9m。

（七） 接管尺寸确定

1、二次蒸汽入口管径的确定

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设计二次蒸汽的进口尺寸和末效二次蒸汽出口尺寸一致，即 Ф159×4.5mm ；

2、冷却水进口管径的确定

取冷却水在管内的流速为u=1.2m/s,

则d4V440110mm

3600u36003.14161.2选取Ф133×4mm的钢管；

3、冷却水出口管径为Ф159×4.5mm ； 4、不凝气体出口接管Ф38×3。

第三节 分离器的设计

一、分离室的设计

分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积有和二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。

由下式计算分离室的体积

其中：W为某效蒸发器的二次蒸汽量（kg/h）； 为某效蒸发器的二次蒸汽密度（kg/m3）；

U为蒸发体积强度（m3/m3s），此处取U=1.2m3/m3s。

V1W1190.591m3

36001U36000.76941.2V2W216362.8m3

36002U36000.13071.2为方便起见，各效分离室的尺寸一致，即取体积较大者，即V=2.8m3，为安全起见，取1.1倍的安全系数，即V=3.2m3。

因为分离室的高度与直径的比值范围为1~2，故此处选用长径比为1.5，则由公式V4H=2.1m ，D=1.4m。

D2H可得：

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确定分离室的壁厚为14mm。

二、除沫器的选用

在蒸发操作中产生的大量气液混合物虽然经过了分离的分离，但是蒸汽中还会携带少量的料液，为减少料液的浪费和防止污染蒸汽，故应该设法除去蒸汽中所携带的少量料液，通常采用安装除沫器的方法来达到这一目的。

（一） 除沫器的选型

除沫器的种类很多，此处选用丝网除沫器，其主要是由丝网、丝网格栅组成丝网块和固定网块的支撑装置构成。

（二） 丝网除沫器结构尺寸和安装方式的确定 1、 气液过滤网型式及其基本参数的确定 由标准HG/T21618-1998选用

型式代号 SP 容积重量kg/m3 168 比表面积m2/m3 529.6 孔隙率ε 0.9788 2、 除沫器结构尺寸和拼接形式

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图4- 3 上装式丝网除沫器

公称直径DN mm 1400 H mm 150 H1 mm 278

（三） 丝网除沫器的安装

丝网除沫器安装在分离室的上部，除沫器下部靠焊接在筒体内壁上的支持梁来支撑。其上部安装压条，以起到固定作用。

结 论

经过对各种蒸发器的比较分析，确定了升膜式蒸发器。根据给定的条件，对蒸发器的各项数据进行了计算，并依此选取和设计了相关部件，具体的各数据如下。

各效参数如下表： 效数 参数 蒸发室压强，kPa 加热室压强 ，kPa 加热蒸汽用量 ，kg/h 加热蒸汽温度，℃ 溶液温度，℃ 蒸发量，kg/h 完成液浓度 换热面积，m2

1 210 400 2107 143.4 122.3 1944 0.115 20 2 20 210 1944 120.7 62.3 1659 0.25 20 37

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蒸发器的结构参数如下；

换热管规格 换热管数目，根 蒸发器壳体 换热管长度 进料口尺寸 出料口尺寸 进气口尺寸 冷凝水出口尺寸 Ф25×2.5mm Ф400×8mm 3m Ф45×2.5mm Ф159×4.5mm Ф159×4.5mm Ф×4.5mm 各接管的长度均取150mm

此外，选取和设计的主要附属设备有：预热器：套管式换热器、管壳式换热器各一个；分离室和丝网气液分离器各两个；冷凝器：多层多孔板式冷凝器一个。

通过这次设计，本人对专业知识综合利用的能力有较大的提高，对未来的学习和工作打下了较好的基础。

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参考文献

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[19]TEMA, Standards of TEMA[M]. New York Turbular Exchanger Manufacturers Association, 1999.

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致 谢

经历长达数月的努力，终于完成了本次设计，在本设计的进行过程中遇到了许多问题，但最终这些问题在老师的耐心讲解下得到了解答。

在此，特别要感谢老师的耐心指导和细心关怀。

此设计涉及到许多课程，对众多专业课的良好把握是成功完成此设计的基石。

在此，特别感谢机械学院各位老师的教导。

由于学校为我们提供了优质的学习环境，比如：数据库的使用、教室的开放和图书馆书籍的使用等，这些条件为顺利完成此设计提供重要保障。

在此，郑重地感谢母校四年来提供的良好的学习环境。

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