三效蒸发器设计1.pdf

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1、-目目 录录第一章设计方案的确定 31.1 蒸发器的类型与选择 31.2 蒸发操作条件的确定 11.2.1 加热蒸汽压强的确定 11.2.2 冷凝器操作压强的确定 2第二章蒸发工艺的设计计算 22.1 蒸发器的设计步骤 22.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算 22.3 溶液沸点和有效温度差的确定 32.3.1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失/42.3.2 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失42.3.3 由流动阻力而引起的温度差损失52.3.4 各效溶液的沸点和有效总温度差 62.4 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 62.5 估算蒸发器的传热面积 72.6 温差的重新分配

2、与试差计算 82.6.1 重新分配各效的有效温度差 82.6.2 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 143.1 加热管的选择和管束的初步估计 143.1.1 循环管直径的选择 153.1.2 加热室直径及加热管数目的确定 153.1.3 分离室直径和高度的确定 163.2 接管尺寸的确定 153.2.1 溶液的进出口管 153.2.2 加热蒸汽与二次蒸汽接管 153.2.3 冷凝水出口 16第四章蒸发装置的辅助设备的设计 174.1 气液分离器 17-.可修编.4.2 蒸汽冷凝器主要类型 174.3 蒸汽冷凝器的设计与选用 194.3.1 工作水量的计算 194.3.2

3、 喷射器结构尺寸的计算 194.3.3 射流长度的决定 23第五章设计结果一览表 22结束语错误错误!未定义书签。未定义书签。主要参考文献错误错误!未定义书签。未定义书签。-优选.第一章 设计方案的确定蒸发是用加热的方法，在沸腾的状态下使溶液中具有挥发性的溶剂部分汽化的单元操作。蒸发操作广泛用于化工、轻工、制药、食品等许多工业中。蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。1.1 蒸发器的类型与选择随着工业技术的发展，新型蒸发设备不断出现。在工业中常用的间接加热蒸发器分别为循环型和单程型两大

4、类。循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬框式、外加热式、列文式及强制循环管等，单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升-降膜式等。本设计选择中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器。因为循环型蒸发器中的中央循环管式又称标准式蒸发器，在化学工业中应用广泛。结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管液体被加热沸腾时，中央循环管气液混合物的平均密度较大；而其余加热管气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。这种蒸发器结构紧凑，操作可靠，传热效果好。但溶液的循环速度低，

5、传热温差小，影响了传热。在中央循环管安装一旋浆式搅拌器即构成强制循环蒸发器，可是液体的循环速度提高 23 倍。1.2 蒸发操作条件的确定1.2.1 加热蒸汽压强的确定蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可以减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但是通常所用饱和蒸汽温度不超过180，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费。-优选.根据以上论述选加热蒸汽压强为 600

6、 kPa。1.2.2 冷凝器操作压强的确定若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效采用真空操作。此时各效产生的二次蒸汽温度低，进入冷凝器需要消耗大量冷却水，而且溶液黏度大，传热差。根据以上论述选冷凝器的压强为 30kPa。第二章 蒸发工艺的设计计算多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）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，加热蒸汽的

7、压强和冷凝器中的压强等。2.1 蒸发器的设计步骤多效蒸发的计算一般采用试差法。（1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。（2）（3）效总温差。（4）（5）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。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。根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有相等，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为止。2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算本设计任务条件是：糖水溶

8、液处理量：890 T/d；溶液浓度 12%；温度 20；完成液浓度 50%。-优选.原料液加料量F=8901000=37083.33 kg/h24x00.12)=37083.33（1-）=28183.33kg/hx30.50总蒸发量W=F(1-式中：W 总蒸发量 kg/h；F 进料流量 kg/h；x0 初始液浓度；xn 完成液浓度。因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即W1=W2=W3=W28183.33=9394.4433W1、W2、W3分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。各效完成液的浓度为：x1Fx037083.330.1216.7%F-W137083.339394.4

9、4x2Fx037083.330.1224.32%F-W1-W237083.3329394.44Fx037083.330.1250%F-W1-W2-W337083.3339394.44x3其中：x1 第一效完成液浓度；x2第二效完成液浓度；x3第三效完成液浓度。2.3 溶液沸点和有效温度差的确定选定加热蒸汽压强P1=600kpa，冷凝器中的操作压强Pn=30kpa：其它各效二次蒸汽的压强按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即：P P1 Pnn故第 i 效二次蒸汽压强Pi为：Pi P1iP式中P 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差；P1第一效加热蒸汽的压强；-优选.Pn 末效冷凝器中的二次蒸汽的压

10、强。第一效P1 P1P 600-190kPa第二效P2 P2P 600-2190=220kPa第三效P3 P3P 600-3190=30kPa由各效的二次蒸汽压强，查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热列于表 2-1。表 2-1 不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参数二次蒸汽压强Pi/kPa1410144.262135.8822201232196.9233066.52333.7二次蒸汽的温度Ti/oC气化潜热rikJ/kg2.3.1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失/根据各效的二次蒸汽温度Ti和各效完成液的组成xi,查得各效溶液的沸点 tAi分别为:表 2-2 糖液不同质量分数对应的常压沸

11、点升高质量分数%常 压 下 的 沸 点 升 高a16.070.2224.320.38501.8则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为：144.26273T12116.2a 16.20.22 0.29r2135.881032119.762730.37 0.42T22216.2a 16.2r2205.8610366.52731.81.44T32316.2a 16.2r2333.710322-优选.2.3.2 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，器溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液部的压强大于液面的压强，致使溶液部的沸点较液面处的较高，二者之差即为因溶液静压强引起的温

12、度差损失，为简便起见，溶液部沸点按液面与底部的平均压强Pm下水的沸点和二次蒸汽的压强P下水的沸点差估算，平均压强近似按静力学方程估算：管长大概为 2.53m,所以选l 2.5mghpm pi2式中：pm蒸发器中液面与底层的平均压强，Pa；pi二次蒸汽的压强，Pa；溶液的平均密度，kg/m3；h液层高度，m。可查得不同糖液浓度下的密度见表 2-3。表 2-3 不同糖液浓度下的密度浓度%密度 kg/m3pm1 p1121046.416.701063.224.321098.4501230gh2ghpm2 p2 2201031098.49.812.2/2 231852.83Pa2ghpm3 p3 30

13、10312309.812.2/2 43272.93Pa2 4101031063.29.812.2/2 421472.99Pa根据各效溶液压强查得对应的饱和溶液温度见表 2-4。表 2-4 平均压强对应的饱和溶液温度效数压强Pmi，kPa水的沸点Tm，I421.47145.25II231.85123.39III43.2777.031TmT1145.25144.26 0.992TmT2121.11119.76 1.353TmT3 77.0366.5 10.53-优选.2.3.3 由流动阻力而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下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

14、和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为，根据经验其值选取 1。=2=即=13=1,2.3.4 各效溶液的沸点和有效总温度差各效温度差损失1 1 1 1 0.290.991 2.282 2 2 2 0.440.3911.833 3 3 31.4410.53112.97溶液的沸点为tiTi i所以可得：各效溶液沸点为t1 T1 1144.26+2.28=146.54t2 T2 2119.76+2.77=122.53t3 T3 3 66.5+12.97=79.47T1、T2、T3分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，。查表得 600 kPa 饱和蒸汽的温度为T0158.7、汽化潜热为r120

15、91.1kJ/kg各效传热温度差t1T0 t1158.7 146.54 12.16t2T1 t2 44.26 124.83 19.43t3T2 t312379.47 43.53T0、T1、T2分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，。2.4 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算原料液的比热Cpo可视为定值为 3.95 kJ/（kg），水的比热Cpw=4.187 kJ/（kg）。第 i 效的蒸发量Wi的计算式为rttWiiDii(Fcp0W1cpwW2cpw.Wi1cpw)i1iriri式中：Di第 i 效加热蒸汽量，kg/h，当无额外蒸汽引出时，Di=Wi-1ri，ri为第 i 效加热蒸

16、汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg，且ri=ri-1；ti，ti1分别为第i效及第 i-1 效溶液的沸点；-优选.，i为第i效的热利用系数，均取 0.98；，.第一效的焓衡量式为：W11(t tD1r1 FCp001)r1r1因沸点进料，t0 t1，所以W11D1r12091.1D1 0.98=0.96D1(kg/h)(a)r12135.88第二效的热衡算式为W22D2r2t t(FCp0W1Cpw)12r2r2W 2135.8837083.333.95W14.187146.54-124.83 0.9812196.92=1418.56+0.91W1（kg/h）（b）第三效的热衡算式为W33D3

17、r3t t(FCp0W1CpwW2Cpw)23r3r3W 2196.9237083.333.95W14.187-W24.187124.83-79.47 0.9822333.7=3985.74+0.69W1（kg/h）（c）又因W=W1+W2+W3=28183.33 kg/h（d）联立式（a）至式（d），可得W1=8761.17 kg/hW2=9391.22 kg/hW3=10030.95 kg/hD1=9126.22 kg/h2.5 估算蒸发器的传热面积由传热速率方程Qi KiSiti得：SiQiKiti式中Qi-第 i 效的传热速率，W。Ki-第 i 效的传热系数，W/（m2）.-优选.ti

18、-第 i 效的传热温度差，Si-第 i 效的传热面积，m2Ki值见表 2-5。表 2-5效数传热系数 K，W/（m2）9126.222091.1103Q1=D1r1=5301066.29W3600130002190031100则第一效蒸发器传热面积为S1=Q15301066.29145.31m2K1t1300012.168761.172135.88103Q2=Wr=5198002.16W36001 1则第二效蒸发器传热面积为S2=Q25198002.16140.80m2K2t2190019.439391.222196.92103Q3=W2r2=5731044.18W3600则第三效蒸发器传热面

19、积为S3=Q35731044.18119.69m2K3t3110043.532.6 温差的重新分配与试差计算因S3S1145.31119.69 0.176 0.04，误差较大，故应调整正各效的有效温S3145.31度差，重复上述计算步骤。2.6.1 重新分配各效的有效温度差S S1t1 S2t2 S3t3145.3112.16140.8019.43119.6943.53129.30m212.1619.4343.53t-优选.重新分配有效温度差，得S145.31t11t112.16 13.67S129.3S140.80t22t219.43 21.16S129.3S119.69t33t343.53

20、 40.29S129.3t1、t2、t3分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，；S1、S2、S3分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积，m2。2.6.2 重复上述计算步骤（1）由所求得的各效蒸发量W1、W2，求各效料液的浓度，它们分别为x1Fx037083.330.1215.71%F-W137083.338761.17Fx037083.330.12 23.51%F-W1-W237083.338761.17 9391.22x2x3=50%x0原料液的浓度；F原料液的进料量，kg/h；（2）计算各效料液的沸点表 2-6效数浓度%常压下的沸点升高115.710.21223.510.37350

21、1.8a密度 kg/m31061.981096.151230因末效完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即3 3 3 31.4410.53112.97，故末效溶液的沸点t3仍为 79.47,而t3 40.29,则第三效加热蒸汽的温度（即第二效二次蒸汽温度）为T3T2 t3 t3 40.29 79.47 119.76-优选.119.76273T22则216.2a 16.20.37 0.42r2205.86103pm2 p22gh2197.221031096.159.812.2/2 209048.55Pa查表知Tm=121.111TmT1121.11119.76 1.3

22、521t1 T2 1143.69+2.11=145.71T2T1 t2 t2 2 21.16 119.76 2.77 143.69由第一效、第二效的二次蒸汽的温度T1，T2查表知气化潜热ri二次蒸汽压强Pi如下表所示表 2-7效数12197.22330二次蒸汽压强Pi400.53/kPa二次蒸汽的温度143.69T1119.7666.5气化潜热ri2138.122205.862333.7143.69273T12116.2a 16.20.21 0.28r2138.12103pm1 p12gh2 400.531031061.989.812.2/2 411989.83Pa由pm1查表可知水的沸点Tm

23、=144.431TmT1144.43143.6 0.83111 1 1 1 0.280.831 2.11t1 T1 1143.69+2.11=145.71（3）各效的焓衡算第效：-优选.W11D1r12091.1D1 0.98=0.96D1（kg/h）（e）r12138.12第效：W22D2r2t t(FCp0W1Cpw)12r2r2W 2138.1237083.333.95W14.187145.71-122.53 0.9812205.86 0.90W11493.97（kg/h）（f）第效：W33D3r3t t(FCp0W1CpwW2Cpw)23r3r3W 2205.8637083.333.9

24、5W14.187-W24.187122.53-79.47 0.9822333.7 0.689W13918.97（kg/h）（g）又因W=W1+W2+W3=28183.33 kg/h（h）联立式（e）至（h），可得W1=8791.66kg/hW2=9406.46kg/hW3=9976.42kg/hD1=9157.98kg/h（4）计算蒸发器的传热面积9157.982091.1103Q1=D1r1=5319514.44W3600则第一效蒸发器传热面积为S1=Q15319514.44129.71m2K1t1300013.678791.662138.12103Q2=Wr=5221562.24W3600

25、1 1则第二效蒸发器传热面积为S2=Q25221562.24129.88m2K2t2190021.16-优选.9406.462205.86103Q3=W2r2=5763703.85W3600则第三效蒸发器传热面积为S3=Q35763703.85130.05m2K3t3110040.29因S3S1130.05129.71 0.0026 0.04S3130.05计算误差在 0.04 以下，试差结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。取面积S S1S2S3129.88130.05129.71110%110%143m233第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计中央循环管式蒸发器主体分为加热室

26、和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。3.1 加热管的选择和管束的初步估计加热管通常选用252.5 mm，382.5 mm，573.5 mm等几种规格的无缝钢管，长度一般为 2-6m。管子长度的选择应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综合考虑。本次设计加热管选用382.5 mm长度为 3 m 的无缝钢管。由下式估算所需管数：n

27、=S143 414根d0L0.13.140.03830.1式中S蒸发器的传热面积，m2；d0加热管的管径，m；L加热管长度，m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度占据的传热面积，计算n时的管长-优选.用（L-0.1）m。为完成传热任务所需的最小实际管数 n 只有在管板上排列加热管后才能确定。3.1.1 循环管直径的选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积可以取加热管总截面积的 40100，若以表示D1循环管径，则：D124(0.4 1)n4d12D1n0.4 1d14140.43822.5 0.425m对于加热面积小的蒸发器，应取较大的的百分数。查管规格表，所以本设

28、计选取的循环管应选用42612mm的管子，长度为 3 m。3.1.2 加热室直径及加热管数目的确定加热室的径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形居多。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，管心距的数值已经标准化，管子规格确定后，相应的管心距则为定值。表 3-1 三角形排列时加热管直径与管心距的关系加热管外径d0，mm管心距 t,mm1925253238485770加热室径和加热管数采用作图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束nc，管子按正

29、三角形排列时，nc1.1 n管子按正方形排列时，nc1.19 n式中 n总加热管数以三角形排列初步估算加热室径，即n 1.1 n 1.1414 23加热室径Ditnc1211.5d0 4823121.5381170mm-优选.根据初估加热室径值和容器公称直径系列，试选一个径作为加热室径，并以此径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图所得管数n 必须大于初始值n，如不满足，应令选一设备径，重新作图，直至合适为止。壳体径的标准尺寸列于表 3-2 中，作为参考。表 3-2 壳体的尺寸标准壳体径，mm最 小壁 厚，mm根据表选取加热室壳体径为 1200mm，壁厚为

30、 12 mm。根据绘图可知管数为 426 根。400-7008800-1000101100-1500121600-2000143.1.3 分离室直径和高度的确定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。分离室体积的计算式:V Wm33600U式中 V分离室的体积，m3；W某效蒸发器的二次蒸汽流量，kg/h；某效蒸发器的二次蒸汽密度，kg/m3；U蒸发体积强度，m3/(m3s)，即每立方米分离室每秒钟产生的二次蒸汽量，一般允许值为1.11.5m3/(m3s)。现取分离室中 U=1.1m3/(m3s）；而二次蒸汽的密度见表 3-3。表 3-3 二

31、次蒸汽密度的确定效次二次蒸汽温度，密度，kg/m31143.692.162119.761.11366.50.17根据前述计算值到代入分离器体积的计算式可得：V1W18791.661.028m336001U36002.161.1-优选.V2W29406.46 2.14m336002U36001.111.1W39976.4214.82m336003U36000.171.1V3一般情况下，各效的二次蒸汽量是不同的，且密度也不相同，按上述算出的分离室体积也不相同，通常末效体积最大。为了方便起见，设计时各效分离室尺寸可取一致。分离室体积宜取其中最大者。所以分离器的体积选取其中的最大者，即V 14.82m

32、3分 离 室 体 积 确 定 后，其 高 度H与 直 径D符 合 下 列 关 系：V 4对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于 1.8D2HH/D 1 2。m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。根据上述原因，取H/D 1.5代入值，解得D 2.33m，H 3.5m3.2 接管尺寸的确定流体进出口的径按下式计算d 4Vsu式中Vs-流体的体积流量 m3/s；u-流体的适宜流速 m/s，估算出径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。3.2.1 溶液的进出口管对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液的流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第

33、一效溶液流量来确定接管。取适宜流速选取u 2 m/s则d 4Vsu4W04u37083.3336001046.4 0.079m3.142所以选用893.5mm无缝不锈钢管。3.2.2 加热蒸汽与二次蒸汽接管-优选.查表已知1 2.161kg/m3，21.113kg/m3，3 0.172kg/m3；又适宜的饱和蒸汽流速一般在 30 和 50（m/s）之间取u=50m/s。V1W18791.661.130m3/s36002.1619406.46 2.348m3/s36001.1131W2V2W32V339976.4216.112m3/s36000.1724Vs42.348 0.24mu3.1450

34、d 可以由不锈钢管规格表查得选取的蒸汽接管规格为27316mm。3.2.3 冷凝水出口冷凝水的排出一般属于液体自然流动（u=0.8-1.8 m/s），接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。第三效的蒸汽冷凝量为9976.42kg/h；由手册查得，70时冷凝水的密度为 975kg/m3；适宜流速选为 0.4m/s。可计算冷凝水出口管径：d 4Vs49406.46 0.034mu3.140.13600975可以由不锈钢管规格表查得选取的冷凝水出口管径规格为402mm。第四章 蒸发装置的辅助设备的设计蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器与蒸汽冷凝器。-优选.4.1 气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中

35、夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，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，故气液分离器又称为捕沫器或除沫器。其类型很多，设置在蒸发器分离室顶部的有简易式、惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部的有折流式、旋流式及离心式除沫器等。惯性式除沫器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。其结构简单，中小型工厂中应用较多。本设计选用惯性式除沫器。惯性式除沫器的主要尺寸的计算：D0 D1 240mm规格选取27316mmD1:D2:D31:1.5:2D21.5D1 360mmH D3 2D1 480mmh 0.5

36、D1120mm式中D0二次蒸汽的管径，m；D1除沫器的管的直径，m；D2除沫器外罩管的直径，m；D3除沫器外壳直径，m；H除沫器的总高度，m；h除沫器管顶部与器顶的距离，m。4.2 蒸汽冷凝器主要类型蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋板式及淋水式等热交换器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷却效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛使用，故在本设计中选用直接接触式冷凝器。-优选.直接接触式冷凝器有多孔板式、水帘式、填充塔式及

37、水喷射式等。表 4-2 各种型式蒸汽冷凝器的性能冷凝器型式多层多孔板式水汽接触面积压强降，Pa1067-2000小，可不计1333-3333较小大大单层多孔板式较小较大大最大水帘式填充塔式水喷射式塔径围大小均可不宜过大350mm100mm二次蒸汽量2t/h结构与要求较简单简单较简单，安装有一定要求简单不简易，加工有一定要求水量较大较大较大较大最大其他孔易堵塞适用于腐蚀性蒸汽综合考虑各种设备的性能，本设计选用水喷射式蒸汽冷凝器。水喷射式冷凝器的工作原理是冷却水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝。不凝气也随冷却水由排水管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可以造成和保持系统的真空度。但单位二次

38、蒸汽所需的冷却水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。4.3 蒸汽冷凝器的设计与选用4.3.1 工作水量的计算对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓、冷却水的进出口温度，按下式计算：冷却水用量D W3 9976.42kg/h，冷却水进出口温度分别为t1 20，-优选.t2 40平均温度t t1t2 302由平均温度查得：Cp4.187kJ/(kgC)；蒸汽的焓 I 2606.4kJ/kgW D(I CPt2)CPt2t19976.422606.44.18740 2.9105kg/h4.1874020式中W冷却水用量，kg/h；D冷凝蒸汽量，kg/h；I蒸汽的焓，kJ/kg；

39、t1,t2冷却水进出口温度，（冷却水可循环使用）；Cp冷却水平均比热，kJ/(kg）。4.3.2 喷射器结构尺寸的计算（1）喷嘴数 n 及喷嘴直径d0工作水通过喷嘴的压强差P 60030 570kpa由平均温度查得水的密度 995.7kg/m3，取 0.95通过一个喷嘴的水流速度为：u12P2570103 0.95 32.14m/s995.7式中P工作水通过喷嘴的压强差，Pa,即工作水进口压强与混合室（吸入压强）压强之差水的密度，kg/m3流量系数，可取 0.93-0.9612 22mm即可。选定d0后，喷嘴直径d0，在水质清洁时可取58mm，一般为喷嘴个数n的确定公式为：W 3600n4d0

40、2u1-优选.选择适宜的喷嘴直径：d020mmn 4W3600d02u142.9105995.736003.1420103232.14 2（个）可以取喷头的数目为 2 个。（2）文氏管喉部直径文氏管喉部直径：d3 d0ppC式中：pC排出压强与吸入压强之差，Pa；P 570kpa,Pc10020 80kpa,d014mmd3 d0ppC570 37.37mm,取38mm8014故选用452.5mm的无缝不锈钢管。式中Pc排出压强与吸入压强之差，Pa（3）喷射器其他各部分尺寸喷射器其他各部分尺寸按下列围选取:文氏管喉管长度L2 3d3 338 114mm实际中取 120mm文氏管收缩口直径d21

41、.581.78d31.63860.8mm故选用683.0 mm无缝不锈钢管文氏管收缩段长度L11.7 5.15d2d3560.838114mm实际中取 120mm文氏管收缩角度111 6左右文氏管扩散段直径d41.78d31.7838 67.64mm故选用752.5mm无缝不锈钢管-优选.文氏管扩散段长度L34 15d4d31067.6438 296.4mm实际中取 297 mm文氏管扩散段角度2 3 54左右4.3.3 射流长度的决定喷射水的射流长度，是指喷嘴出口处到聚焦点的水柱长度。该长度越长，汽室就要越高。实践证明，射流长度以不出现散流为度，即设计水喷射冷凝器时，既要考虑到有利于热交换，

42、又要照顾到不凝性气体的排除能力。通常从换热观点要求愈长接触面积愈大；但过长则射流速度大大减慢，必将严重影响排除不凝性气体的能力，以致无法获得预期的真空度。喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径的关系见表 4-3。表 4-3 喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径的关系喷嘴直径，mm16-2012-155-8因为d014 mm所以取喷射水流长度 1400 mm.喷射水流长度，mm1500-20001200-1500200-500第五章 设计结果一览表设计结果见表 5-1 至表 5-4。表 5-1 蒸发操作参数-优选.效数参数12143.69122.530.23519406.461433119.7679.470.

43、509976.42143冷凝器加热蒸汽温度，158.7溶液沸点，完成液组成蒸发水量，kg/h生蒸汽量，kg/h传热面积，m2145.710.15718791.669157.9814366.5表 5-2 蒸发器结构参数加热管数目,根循环管管径加热管外径，mm分离室直径，m分离室高度，m溶液进出口尺寸加热蒸汽和二次蒸汽出口冷凝水出口表 5-3 气液分离器结构参数二次蒸汽的管径，mm除沫器管的直径，mm除沫器外罩管的直径，mm-优选41442612mm382.333.5893.5mm27316mm402mm240240360规格27316mm规格3778mm.除沫器外壳的直径，mm除沫器的总高度，mm除沫器管顶部和器顶的距离，mm214480120规格24515 mm冷凝器类型：水喷射式蒸汽冷凝器表 5-4 冷凝器结构参数工作水量，kg/h喷嘴数，个喷嘴直径，mm文氏管喉部管径文氏管喉管长度，mm文氏管收缩口直径，文氏管收缩段长度，mm文氏管收缩角度，文氏管扩散段直径，mm文氏管扩散段角度，喷射水流长度，mm2.9105220452.5mm114683.0 mm114116752.5mm3541400-优选