双效并流蒸发器设计说明.doc

多效蒸发（med）串联多个蒸发器，加热废水浓缩得到固相盐，下一个蒸发器所需的加热蒸汽来自上一个蒸发器的二次蒸汽，蒸发效数就是蒸汽利用次数。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。另外，由于后效蒸发温度较效低，故前效溶液进入后效后，会闪蒸出部分蒸汽，故生蒸汽消耗少。

加热室中产生的蒸气带有大量液沫，到了较大空间的蒸发室后，这些液体借自身凝聚或除沫器等的作用得以与蒸气分离。液泡液浓度关系与水分子扩散速度（相等）.发生质壁分离后形态不再变化说明此时的细胞内、外的渗透压相等.故液泡液浓度关系与水分子扩散速度（相等）. 再问： 为什么后来两个细胞外的蔗糖溶液浓度相等，一开始两个细胞液泡液浓度不是不同的吗。工业级产品的杂质允许含量较电池级产品高，所以蒸发终点时的料液浓度可以 高于电池级产品生产时蒸发终点料液的浓度，也就是工业级产品生产时蒸发终点料液的 液固比可以小于电池级生产蒸发终点料液的液固比。

F==1875kg/h 总蒸发量:W=F（1-）=1875(1-)=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= =0.49§2·2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551155.32101.9一效二次蒸汽19.9602393.9二效加热蒸汽19.8592313.4二效二次蒸汽7.439.82401.6进冷凝器蒸汽738.82403.8多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：有效总温度差式中 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。第一效加热蒸气的温度，℃。冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度，℃。总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃，=/+//+///式中 / 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃，//由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失，℃，///由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃，§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失则 f =0.0= = =0.28℃ｆ=.0=0.66 =1.19℃=0.28+1.19=1.5℃ §2·2·2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/+式中 pm—蒸发器中 液面和底层的平均压强，pap/—二次蒸气的压强，即液面处的压强，，pa—溶液的平均密度，-液层高度g-重力加速度，根据pm=p/+取液位高度为1米有牛乳的平均密度=1.030kg/mPm1==25.0KPaPm2=KPa对应的饱和溶液温度为:T=63.3℃ ; T =49.2℃; 根据 = 式中 --根据平均压强求取牛乳的沸点℃，--根据二次蒸气压强求得水的沸点℃ 所以1= T- T=63.3-60=3.3℃2= T - T=49.2-39.8=9.4℃=3.3+9.4=12.7℃§2·2·3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，根据经验其值可以省略。

=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=++ =1.5+12.7+3=17.2℃溶液的沸点ti=Ti/+0.28+3.3+1=4.6℃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551155.32101.9一效溶液19.964.6一效二次蒸汽19.8602313.4二效溶液2550.4二效加热蒸汽19.8592313.4二效二次蒸汽7.439.82401.6进冷凝器蒸汽738.82403.8§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算第i效的焓衡算式为：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一般溶液的蒸发，可取得0.960-△x（式中△x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。 第i效的蒸发量的 计算式为式中 第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时=第i效加热蒸气的汽化潜热第i效二次蒸气的汽化潜热原料液的比热水的比热，分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点第i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= 由相关手册查得cp0=3.89Kg.℃)W=同理第二效的热衡算式为:W(a)W =0.785 =联立(a),(b),(c)式,解得:W=707.2kg/hW=555.6kg/hD=861.4kg/h§2·4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=式中 第i效的传热速率，W。第i效的传热系数，W/（m2, ℃）.第i效的传热温度差，℃Si第i效的传热面积，m2℃℃误差为，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。§2·5有效温差再分配重新分配有效温度差得，℃℃重复上述计算步骤（1） 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，即 X1==; X2= =0.49（2） 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℃所以第一效料液的温度为t=82+4.6=86.6℃第一效料液的温度也可下列计算t=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℃温度差重新分配后各效温度差情况列于下表：效数第一效第二效加热蒸汽温度℃155.382有效温度差(℃)67.731.6料液温度(℃)86.650.4（3）各效的热量衡算第一效W=（a）（c）联立(a),(b),(c)式,解得W=692.4kg/hW=570.4kg/hD=887.6kg/h与第一次结果比较，其相对误差为计算相对误差均在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℃℃误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积结算结果列表效数12冷凝器加热蒸汽温度(℃)155.38238.8操作压强Pi/ (KPa)45077溶液沸点ti℃86.651.2完成液浓度(%)25.749蒸发水量Wi Kg/h692.4570.4生蒸汽量D Kg/h887.6692.4传热面积Si m28.38.3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。§3·1 加热管的选择和管数的初步估计§3·1·1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=0.8M，382.5mm可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，（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.§3·1·2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表示双效蒸发器的原理，则 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： ，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。§3·1·3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：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）：式中：a=60;t--管心距，m;当加热管数为n时，在管板上占据的中面积F式中：F--管数为n时在管板上占据的总面积，φ—管板利用系数，φ=0.7-0.9；当循环管直径为D时，则棺板的总面积为F式中：F--循环管占据管板的总面积， ；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,则：由此求得D=559m 所以壳体内径为600m,厚度为9.0mm.§3·1·4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）；。H=1.8m，，D=1.2m§3·2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。

§3·2·1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0.8m/s；所以取ф38X2.5mm规格管。§3·2·2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所以取ф159X4.5mm规格管。§3·2·3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。取流体的流速为0.1m/s所以取ф57X2.5mm规格管。第四章、蒸发装置的辅助设备§4·1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。取流体的流速为25m/s在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D0=D1；D1：D2：D3=1：1.5：2H=D3h=0.4~0.5D1D0二次蒸汽的管径，mD1除沫器内管的直径，mD2除沫器外管的直径，mD3除沫器外壳的直径，m H除沫器的总高度，mh除沫器内管顶部与器顶的距离，mD1=172mm D2=258mm D3=344mm H=344mm h=86mm选取二次蒸汽流出管：除雾器内管：除雾器外罩管：§4·2蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。

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