2.4三效蒸发器设计(3)

0.98 1

2196.92

=1418.56+0.91W1 （kg/h） （b）

第三效的热衡算式为 W3 3[

D3r3t t

(FCp0 W1Cpw W2Cpw)23] r3 r3

W 2196.92 37083.33 3.95 W1 4.187-W2 4.187 124.83-79.47 0.98 2

2333.7

=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/h

W2=9391.22 kg/h

W3=10030.95 kg/h

D1=9126.22 kg/h

2.5估算蒸发器的传热面积

由传热速率方程Qi KiSi ti得：Si

Qi

Ki ti

式中 Qi---第i效的传热速率，W。 Ki----第i效的传热系数，W/（m2 ℃）. ti---第i效的传热温度差，℃ Si-------第i效的传热面积，m2

Ki值见表2-5。

表2-5

9126.22 2091.1 103

Q1=D1r1= 5301066.29W

3600

则第一效蒸发器传热面积为S1=

Q15301066.29

145.31m2 K1 t13000 12.16

8761.17 2135.88 103

Q2=Wr= 5198002.16W

3600

'

11

则第二效蒸发器传热面积为S2=

Q25198002.16

140.80m2 K2 t21900 19.43

9391.22 2196.92 103

Q3=W2r2= 5731044.18W

3600

'

则第三效蒸发器传热面积为S3=

Q35731044.18

119.69m2

K3 t31100 43.53

2.6温差的重新分配与试差计算

因

S3 S1145.31 119.69

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

S1 t1 S2 t2 S3 t3145.31 12.16 140.80 19.43 119.69 43.53

129.30m2

12.16 19.43 43.53 t

重新分配有效温度差，得

S145.31 t1' 1 t1 12.16 13.67℃

S129.3 S140.80 t2' 2 t2 19.43 21.16℃

S129.3 S119.69 t3' 3 t3 43.53 40.29℃

S129.3

t1、 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

x1

Fx037083.33 0.12

15.71% F-W137083.33 8761.17

Fx037083.33 0.12

23.51%

F-W1-W237083.33 8761.17 9391.22

x2

x3=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

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'' 3''' 1.44 10.53 1 12.97 ℃，故末效溶液的沸点t 3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 T3 T2' t3 t3' 40.29 79.47 119.76 ℃

2

119.76 273 0.37 0.42T2'2''

a 16.2 则 2 16.2℃ r2205.86 103

pm2 p2'

gh

2

197.22 103 1096.15 9.81 2.2/2 209048.55Pa

查表知Tm=121.11℃

1'' Tm T1' 121.11 119.76 1.35℃

2''' 1℃

t1 T‘2 1 143.69+2.11=145.71℃

T2 T1' 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

143.69 273 0.21 0.28℃ T1'2''

1 16.2 a 16.2

r2138.12 103

pm1 p1'

2

gh

2

400.53 103 1061.98 9.81 2.2/2 411989.83Pa

由pm1查表可知水的沸点Tm=144.43℃

1'' Tm T1' 144.43 143.6 0.83℃ 1''' 1℃

1 1' 1'' 1''' 0.28 0.83 1 2.11℃

‘

t1 T1 1 143.69+2.11=145.71℃

（3）各效的焓衡算 第Ⅰ效：

W1 1

D1r12091.1D1

0.98 =0.96D1 （kg/h） （e） 'r12138.12

第Ⅱ效：

W2 2[

D2r2t t

(FCp0 W1Cpw)12] r2 r2

W 2138.12 37083.33 3.95 W1 4.187 145.71-122.53 0.98 1

2205.86

0.90W1 1493.97 （kg/h） （f） 第Ⅲ效：

W3 3[

D3r3t t

(FCp0 W1Cpw W2Cpw)23] r3 r3

W 2205.86 37083.33 3.95 W1 4.187-W2 4.187 122.53-79.47 0.98 2

2333.7

0.689W1 3918.97 （kg/h） （g）

又因W=W1+W2+W3=28183.33 kg/h （h） 联立式（e）至（h），可得

W1=8791.66 kg/h

W2=9406.46 kg/h

W3=9976.42 kg/h

D1=9157.98 kg/h （4）计算蒸发器的传热面积

9157.98 2091.1 103

Q1=D1r1= 5319514.44W

3600

则第一效蒸发器传热面积为S1=

Q15319514.44

129.71m2 K1 t13000 13.67

8791.66 2138.12 103

Q2=Wr= 5221562.24W

3600

'

11

则第二效蒸发器传热面积为S2=

Q25221562.24

129.88m2 K2 t21900 21.16

9406.46 2205.86 103

Q3=W2r2= 5763703.85W

3600

'

则第三效蒸发器传热面积为S3=

Q35763703.85

130.05m2 K3 t31100 40.29

因

S3 S1130.05 129.71

0.0026 0.04 S3130.05

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

S1 S2 S3129.88 130.05 129.71

110% 110% 143m2 33

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。

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