化工专业课程设计
重新分配有效温度差，可得
S166.71Δt1??12.23?9.8?C S83.15S296.85Δt??Δt??18.20?21.2 ?C 22S83.15S382.11Δt??Δt??46.35?45.8?C 33S83.15??Δt13.1.6重复上述计算步骤 3.6.1.1计算各效料液
由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即
x1?Fx011000?0.08??0.109
F?W111000?2914.46Fx011000?0.08??0.175
F?W1?W211000?2914.46?3070.39x2?x3?0.48
3.1.6.2计算各效料液的温度
因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为64.15?C, 即
t3?64.15?C
则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸气温度)为
??t3?Δt?T3?T23?64.15?45.8?109.95 ?C'在此温度下汽化潜热r2?2233.4kJ/kg
用公式 ???f??a 再次对料液温度进行估算
0.0162?(T2??273)2?????2?f?a?ar2?0.0162?(109.95?273)2??(101.4?100)
2233.4?1.49℃ 不计液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失，故第Ⅱ效料液的温度为
t2?T2'??2'?109.95+1.49=111.44?C
13
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同理
T'1?t2??t2'?111.44?21.2?132.64?C
在此温度下汽化潜热：
' r1?2170.0kJ/kg
0.0162(T1??273)20.0162?(132.64?273)2??f???1???(100.8?100)?0.98℃a?a?r1?2170.0
t1?T'1??'1?132.64?0.98?133.62℃
由于不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响，且溶液温差损失变化不大，故有效总
温差不变,即
?Δt?9.8?21.2?45.8?76.8 ?C
温度差重新分配后各效温度情况列于下表：
表3 三效蒸发器各效的温度
效次
加热蒸汽温度，?C 有效温度差,?C 料液温度，?C
3.1.6.3各效的热量衡算
Ⅰ T1=143.4
Ⅱ T'1=132.64
Ⅲ T'2=109.95
?t1'?9.8
t1=133.62
Δt?2?21.2
t2=111.44
Δt?3?45.8
t3=64.15
T1??132.64 ?Cr1??2170.0 kJ/kg??109.95?CT2
??2233.4kJ/kgr2T3??60.1 ?Cr3??2354.9kJ/kg 第Ⅰ效
?Drt?t?W1?η1?11?Fcp001?r1???r1?143.4?133.62??2138.5?1??D1?11000?3.5?? ①
2170.02170.0???0.9855D1?173.514
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第Ⅱ效
?Wrt?t?W2?η2?12??Fcp0?W1cpw?12????r2?r2133.62?111.44??2649.22 ② ?1??W1??11000?3.5?4.187W1??2233.42233.4???0.9304W1?382.5 第Ⅲ效
?Wrt?t?W3?η3?23??Fcp0?W1cpw?W2cpw?23?r3???r3?111.44?64.15??2232.4 ③ ?1??W2??11000?3.5?4.187W1?4.187W2??2354.92354.9???0.8643W2?0.08374W1?773.1 又因为
W1?W2?W3?9166.7kg/h ④
联解上面①②③④式得 W1?2897.5kg/h
W2?3078.3kg/h W3?3190.9kg/h D1?2764.1 kg/h
与第一次计算结果比较，其相对误差为
1?2897.5?0.00582
2914.463078.3?0.00258
3070.393190.9?0.00288
3181.731?1?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。其各效溶液无明显变化，不需要重新计算。
3.1.6.4 蒸发器传热面积的计算
Q1?D1r1?2764.1?2138.5?10315
3600?1.642?106 W
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Δt'1?9.8?C
Q11.642?1062 S1???83.8m'K1Δt12000?9.8?5 Q2?W1r1?2897.' Δt2?21.2 ?C
'321?70.010?36006?1.74 710 WQ21.747?106S2???82.4 m2
K2Δt21000?21.2 Q3?W2r2?3078.3?2232.4?10'33600?1.909?106 W
Δt'3?45.8?C
Q31.909?1062 S3???83.4 m'K3Δt3500?45.8 误差为1? Smin82.4?1??0.016 < 0.05，迭代计算结果合理。 Smax83.8 平均传热面积为
Sm?3.1.7计算结果
S1?S2?S383.8?82.4?83.4??83.2m2
33表4 物料计算的结果
效次 加热蒸汽温度，0C 操作压力P'i,kPa 溶液温度（沸点）ti,0C 完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h 蒸气消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2 完成液流量kg/h
Ⅰ 143.4 273.33 133.62 10.9 2897.5
Ⅱ 132.64 146.66 111.44 17.5 3078.3 2764.1
Ⅲ 109.95 20 64.15 48 3190.9
冷凝器 60.1 20
83.2 8073.4 16
83.2 5028.6 83.2 1833.3 化工专业课程设计
3.1.8蒸发器设备计算和说明
3.1.8.1加热管的选择和管数的初步估计
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。
加热管的型号选用：φ38×2.5mm 加热管长度选用：2.0m 初步估算所需管子数为n'
n'?s83.2??367.0πd0?L?0.1???38?10-3??2.0?0.1?
3.1.8.2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来考虑的。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%。本次计算取50% 。 则循环管的总截面积为
π2πD1?0.5n?di2 44 D1?0.5n?di?0.5?367.0??38?2?2.5??447.0 mm
因为S较大，根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为φ460×12mm。
循环管的管长与加热管相等，为2.0 m。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。 3.1.8.3加热室的直径以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、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式为正三角形,不同加热管尺寸的管心距查表得
表5 不同加热管尺寸的管心距
加热管外径d0,mm 管心距t,mm
19 25
25 32
38 48
57 70
由上表查得型号为φ38×2.5mm的管心距为
t?48 mmnc?1.1n??1.1?367.0?21.117
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