双效并流蒸发器设计说明

蒸汽进入下一效(在低温多效蒸馏工艺中，多效蒸发器单一的蒸发凝结制水单元称为“效”)蒸馏器后冷凝成为纯水，冷凝时释放的潜热又用于下一效海水蒸发。除开车启动外，整个蒸发过程中无需生蒸汽 从蒸发器出来的二次蒸汽，经压缩机压缩，压力、温度升高，热焓增加，然后送到蒸发器的加热室当作加热蒸汽使用，使料液维持沸腾状态，而加热蒸汽本身则冷凝成水。降膜蒸发器适用于发泡性物料蒸发浓缩，由于料液在加热管内成膜状蒸发，即形成汽液分离，同时在效体底部，料液大部份即被抽走，只有少部份料液与所有二次蒸汽进入分离器强化分离，料液整过程没有形成太大冲击，避免了泡沫的形成。

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/(m2k)，第二效采用强制循环，传热系数为1800w/(m2k)，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。 第二章 蒸发工艺设计计算 蒸浓液浓度计算多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。 计算的主要项目有：加热蒸气（生蒸气）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， 加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。 蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。 (1)根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝 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)根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个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（或满足预先给出的精度要求）为止。

101.5 =1875kg/h总蒸发量:W=F )=1262.8kg/h并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设 :W2=1:1.1 而W=W1+W2 =1262.8kg/h 由以上三式可得:W1=601.4kg/h;W2=661.4kg/h; 设各效间的压强降相等，则总压强差为： X1= =0.24;X2= 溶液沸点和有效温度差的确定由各效的二次蒸汽压强从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中: 蒸汽 压力（KPa） 温度() 汽化热(kJ/kg) 一效加热蒸汽 551 155.3 2101.9 一效二次蒸汽 19.9 60 2393.9 二效加热蒸汽 19.8 59 2313.4 二效二次蒸汽 7.4 39.8 2401.6 进冷凝器蒸汽 38.82403.8 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： 有效总温度差 239360 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失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为高，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，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算： pm=p/+ pm—蒸发器中液面和底层的平均压强，pa p/—二次蒸气的压强，即液面处的压强，，pa -液层高度g-重力加速度， 根据pm=p/+ 19=25.0KPa Pm2= KPa对应的饱和溶液温度为: pm=63.3 pm=49.2; 根据 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各 效的二次蒸汽流到次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 =1+1+1=3根据以估算的各效二次蒸汽压强 及温度差损失，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t 所以总的温度差损失为 所以各效溶液沸点：t1=60+4.6=64.6， t2=38.8+11.6=50.4 由手册可查得551KPa 饱和蒸汽压的温度为155.3，汽化热为2101.0KJ/kg，所 蒸汽压力（KPa） 温度() 汽化热(kJ/kg) 一效加热蒸汽 551 155.3 2101.9 一效溶液 19.9 64.6 一效二次蒸汽 19.8 60 2313.4 二效溶液 25 50.4 二效加热蒸汽 19.8 59 2313.4 二效二次蒸汽 7.4 39.8 2401.6 进冷凝器蒸汽 38.82403.8 DrFc Wc 有上式可求得第i效的蒸发量 .若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数 可取得0.960-x（式中x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。

FcWc 效二次蒸气的汽化潜热 -----------原料液的比热pw 效及第i-1效溶液的沸点 效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式（3-2）联解而求得。 第一效的焓衡量式为:W1= 2101904 357361 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布任意一效的传热速率方程为 Si= 效的传热系数，W/（m2, 效的传热温度差，Si-------第i 效的传热面积，m2 10027 90900 10 027 10718 5060 180010 718 误差为773 maxmin ，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。 计算各效料液浓度由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度， 7071875 16 12621875 16 18750.49 计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种 温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为50.4，即 则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为82 =82+4.6=86.6第一效料液的温度也可下列计算 =155.3-67.7=87.6说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，股有效总温度差不变，即 第一效第二效 加热蒸汽温度 155.3 82 有效温度差() 67.7 31.6 料液温度() 86.6 50.4 kgkJ kgkJ 2101892 第二效10 24030.4 866995 =887.6kg/h与第一次结果比较，其相对误差为 021 计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。

其各效溶液浓度 无明显变化，不需重新计算 （4）蒸发器传热面积的计算 10180 67900 10 180 10619 311800 10 619 误差为05 maxmin 11结算结果列表 冷凝器加热蒸汽温度() 155.3 82 38.8 操作压强Pi (KPa)450 溶液沸点ti86.6 51.2 完成液浓度(%) 25.7 49 蒸发水量Wi Kg/h 692.4 570.4 生蒸汽量D Kg/h 887.6 692.4 传热面积Si 8.38.3 第三章 蒸发器工艺尺寸计算 蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象） 我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。 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=0.8M， 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’， 53 1038 14 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. 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 12 mm 24033 53 100%)(40%`~ 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：mm ，53根。循环管管长与加热管管长相同为1.5m。 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 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。 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。 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 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： mm 48 加热室内镜和加热管数采用作图法，亦可采用计算的方法。以三角形排列说明计算过程。图1-6 所示。 一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积（图中阴影部分面积为）： 当加热管数为n时，在管板上占据的中面积 1048 886 —管板利用系数，φ=0.7-0.9； 当循环管直径为D 1048 10245 14 2t—中央循环管与加热管之间的最小距离，m.设加热室的直径 =559m所以壳体内径为600m,厚度为9.0mm. 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。

13 分离室体积V 的计算式为： 3600* 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。 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）； 5703600 接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算 -----流体的体积流量m3/s ；U--------流体的适宜流速 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0.8m/s； 10303600 1875 所以取38X2.5mm规格管。 加热蒸气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。取流体的流速为 30m/s 14 3014 所以取159X4.5mm规格管。 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。取流体的流速为0.1m/s 10003600 所以取57X2.5mm规格管。 第四章、蒸发装置的辅助设备 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的分离，但 是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，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，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选 择惯性式除沫器，起工作原理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。

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