加热蒸汽量可通过热量衡算求得，对图1做热量衡算：
DH?Fh0?WH?(F?W)h1?Dhc?Ql
式中：
H------加热蒸汽的焓，kJ/kg;
H'------二次蒸汽的焓，kJ/kg;
h0-------原料液的焓，kJ/kg;
h1------完成液的焓，kJ/kg;
hc------- 加热室排除冷凝液的焓，kJ/kg;
Q --------蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/kg;
QL-------热损失，可取Q的某一百分数，kJ; c0,c1-------分别为原料、完成液的比热，kJ(/kg. ℃).
考虑溶液浓缩不大，将H取1下饱和蒸汽的焓，则
'tD?FC0(t1?t0)?Wrv?QL
rs式中rs,rv???分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg. 不计热量损失，则
D?FC0(t1?t0)?Wrv31624*2355?42735*3.75*(60?25)??37896.8kg/hrs2113.5
（4）蒸发器的传热面积的计算 传热面积方程为
S?Q?t
式中 Q---换热热流量，W。 K----传热系数，W/（m2·℃）. ?t-传热温度差，℃ S-------传热面积，m2
Q?Drs?37896.8*2113.2*103/3600?2.225*107W
?tm?89.33℃
降膜式蒸发器的总传热系数为1200~3500 W/（m2·℃），取K=2000 W/（m2·℃）
Q2.225*107S???124(m2)
K?tm2000*89.33- 5 -
为安全计取s=124*1.18=146m2 计算结果列表：
加热蒸汽温度(℃) 操作压强Pi/ (KPa) 溶液沸点ti（℃） 完成液浓度(%) 蒸发水量Wi （Kg/h） 生蒸汽量D （Kg/h） 传热面积Si （m2）
151.7 500 60 50 31624 37896.8 146 三、蒸发器工艺尺寸计算
我们选取的单效外热式循环管式蒸发器的计算方法如下。 （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=3m，?57?3.5mm
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，
n'?式中：
S146 ??281（根）?3??d0(L?0.1)3.14?57?10(3?0.1)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.
（2）复核总传热系数
馆内沸腾传热系数ai按进口条件算。桃汁的粘度取?L=0.7*10-3Pa·S
M?L?F42735??384
?din?L3.14*0.05*281*0.7*10?3*3600
- 6 -
（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：t?70mm
加热室内径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。 一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积：
Fmp?t2sina?0.886t2
式中：a=60；t--管心距，m;
当加热管数为n时，在管板上占据的总面积
281?0.866?(70?10?3)2 F1???1.36m2
?0.9式中：F1--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D1时，在管板上占据的总面积为
nFmp
F2??(D1?2t)243.14?(530?10?3?2?70?10?3)??0.352m24
2式中：F2--循环管占据管板的总面积， m；
2t—外加热循环管与加热管之间的最小距离，m. 设加热室的直径
D0，则：
- 7 -
?4D02?F1?F2=1.36+0.352=1.712m
由此求得D0=1712mm，经圆整取D0=1700mm, 所以壳体内径为1700m，厚度为10.0mm. （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。
V?分离室体积V的计算式为：式中:
W3600*?*U
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
V?大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合下原则：
?4*D2*H关系，确定高度与直径应考虑一
（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）；
V?取分离室的高度H=5.4m 则D=3.6m
（5）接管尺寸的确定
W31624??56m33600?U3600?0.131?1.2
d?流体进出口的内径按下式计算
4VS?U - 8 -
式中
Vs-----流体的体积流量 m3/s
U--------流体的适宜流速 m/s ，
估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。 取流体的流速为1.0m/s，
D0?4V4?42735??0.057m?u3600?1150?3.14?1.0
所以取ф57X3.5mm规格管。
四、蒸发装置的辅助设备
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45m/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=1：1.5：2 H=D3 h=0.4~0.5D1 D0--------二次蒸汽的管径，m D1--------除沫器内管的直径，m D2--------除沫器外管的直径，m D3--------除沫器外壳的直径，m H---------除沫器的总高度，m
h---------除沫器内管顶部与器顶的距离，m
D0?4V4?31624??0.305m?u3600?2.667?3.14?45则取相近标准管子ф299X7.5mm，则
D0=299mm D1=299mm D2=448.5mm D3=598mm H=598mm h=135mm
选取二次蒸汽流出管： ф299X7.5mm 除雾器内管： ф530X9.0mm 除雾器外罩管：ф630X9.0mm
五、工艺计算汇总表
效数 加热蒸汽温度（℃） 操作压强P/ （Kpa） 溶液沸点t（℃） 完成液浓度（%） 1 151.7 500 60 50 - 9 -
单效降膜式蒸发器的设计.
