(完整版)三效蒸发器设计化工原理课件设计.pdf 18页

化工原理课程设计 字符说明 - 2 - 第一节 概述 - 3 - 一．蒸发及蒸发流程 - 3 - 二．蒸发操作的分类 - 3 - 三．蒸发操作的特点 - 3 - 四、蒸发设备 - 4 - 五、蒸发器选型 - 4 - 第二节 蒸发装置设计任务 - 5 - 一、设计题目 - 5 - 二、设计任务及操作条件 - 5 - 第三节 三效蒸发器得工艺计算 - 5 - 一、估计各效蒸发量和完成液浓度 - 5 - 二、估计各效溶液的沸点和有效总温差 - 6 - 三 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 - 8 - 四、蒸发器的传热面积的估算 - 9 - 五、有效温差的再分配 - 9 - 六、重复上述计算步骤 - 10 - 七、计算结果 - 11 - 第四节 蒸发器的主要结构尺寸计算 - 12 - 一、加热管的选择和管数的初步估计 - 12 - 二、循环管的选择 - 12 - 三、加热室直径及加热管数目的确定 - 12 - 四、分离室直径与高度的确定 - 13 - 五、接管尺寸的确定 - 14 - 第五节 蒸发装置的辅助设备 - 14 - 一、气液分离器 - 14 - 二、蒸汽冷凝器 - 15 - 三 淋水板的设计 - 16 - 【参考文献】 - 17 - - 1 - 字符说明 英文字母 蒸发体积强度， 3 3 U m /(m .s) b 管壁厚度， m V S 流体得体积流量， m3 / s c 比热容， kJ /( kg. C) V 分离室的体积， m3 d 加热管的内径， m W 蒸发量， kg / h D 直径， m W 质量流量， kg / h D 加热蒸汽消耗量， kg / h x 溶质的质量分率，无因 次 F 原料液流量， kg / h X 单位体积冷却水的蒸汽 质量， kg / m3 f 校正系数，无因次 g 重力加速度， m/ s2 希腊字母 h 高度， m 对流川热系数， 2 W /( m . C ) h 二次蒸汽的焓， J / kg 温度损失， C 总传热系数， 2 K W /( m . C ) 误差，无因次 热利用系数，无因次 L 长度， m 导热系数， W /( m. C ) M 单位时间内通过单位管 子周边上的 粘度， Pa.s 溶液质量， kg /( m..s) 表面张力， N / m n 管数， n 蒸发系统总效数， 密度， kg / m3 管材质的校正系数，无 因次 p 绝对压力， Pa 水流收缩系数，无因次 P 普兰特准数，无因次 r q 热通量， W / m2 下标 Q 总传热速率， W av 平均的 R 雷诺系数，无因次 e B 沸腾的 r 气话潜热， kJ / kg 2 i 内侧的 R 污垢热阻，(m . C ) / W K 冷凝器的 S 传热面积， m2 L 液体的 t 溶液的温度（沸点）， C m 平均的 t 管心距， m max 最大的 T 温度，C min 最小的 u 流速， m / s o 外侧的 p 压力 v 蒸汽的 s 污垢的 u 体积的 s 秒 w 水的 S 饱和的 w 壁面的 - 2 - 第一节 概述 一．蒸发及蒸发流程 蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶 液得以浓缩的单元操作过程。 蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的单元操作。化 工生产中蒸发主要用于以下几种目的： 1 获得浓缩的溶液产品； 2 、将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品； 3 、脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。 蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某种循环流动， 被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够的分离空间，以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴， 或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽如不再利用，应将其在冷凝器中加以冷凝。 蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称做一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸 汽叫做二次蒸汽。 二．蒸发操作的分类 按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。 按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排 出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸气，并把若干个蒸发 器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加 热蒸汽的利用率。 按操作压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点： （1）、在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积； （2 ）、可以利用低压蒸气作为加热剂； （3 ）、有利于对热敏性物料的蒸发； （4 ）、操作温度低，热损失较小。 在加压蒸发中，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。因此，单效蒸发多为真空 蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。 三．蒸发操作的特点 从上述对蒸发过程的简单介绍可知，常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器 也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点 : 沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在港台压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸气压低， 使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温度一定的情况下，蒸发溶液 时的传热温差必定小于加热唇溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些 - 3 - 则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发 操作彼此必须要考虑的问题。 节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸气。如何充分利用热量，提高加热蒸气的利用 率是蒸发操作要考虑的另一个问题。 四、蒸发设备 蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热， 部分气化， 得到浓缩的完成液， 同时需要排出二次蒸气， 并 使 之 与 所 夹 带 的 液 滴 和 雾 沫 相 分 离 。 蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除 沫 器 ， 和 使 二 次 蒸 气 全 部 冷 凝 的 冷 凝 器 。 减 压 操 作 时 还 需 真 空 装 置 。 兹 分 述 如 下 ： 由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中 的 运 动 情 况 ， 大 致 可 分 为 以 下 两 大 类 ： （ 1 ） 循 环 型 蒸 发 器 特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类 蒸 发 器 主 要 有 a. 中 央 循 环 管 式 蒸 发 器 ， b. 悬 筐 式 蒸 发 器 c. 外 热 式 蒸 发 器 ， d. 列 文 式 蒸 发 器 e. 强 制 循 环 蒸 发 器 。 其 中 ， 前 四 种 为 自 然 循 环 蒸 发 器 。 （ 2 ） 单 程 型 蒸 发 器 特 点 ： 溶 液 以 液 膜 的 形 式 一 次 通 过 加 热 室 ， 不 进 行 循 环 。 优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的 蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。 缺 点 ： 设 计 或 操 作 不 当 时 不 易 成 膜 ， 热 流 量 将 明 显 下 降 ； 不 适 用 于 易 结 晶 、 结 垢 物 料 的 蒸 发 。 此 类 蒸 发 器 主 要 有 a. 升 膜 式 蒸 发 器 ， b. 降 膜 式 蒸 发 器 ， c.刮板式蒸发器 五、蒸发器选型 本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ： 结构特点：加热室是由垂直管束组成，管束中央有一根直径较粗的管子，细管内单位体积溶液受热面大于粗 管的，即前者受热好，溶液气化得多，因此细管内汽液混合物的密度比粗管小，这种密度差促使溶液做沿粗 管下降而沿细管上升的连续规则的自然循环运动。 优点：相对老式蒸发器而言，具有溶液循环好、传热效率高等优点，同时由于结构紧凑、制造方便、操作可 靠，故应用十分广泛，有“标准蒸发器”之称。 缺点：由于结构的限制，循环速度一般在 0.4 到 0.5m/s 以下；且由于溶液的不断循环，使加热管内的溶液始 终接近完成液的组成，故有溶液粘度大、沸点高等缺点；此外，这种蒸发器的加热室不易清洗。 - 4 - 第二节 蒸发装置设计任务 一、设计题目 NaOH 水溶液三效逆流加料蒸发装置的设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 （1）处理量能力 35000 吨/年 NaOH 水溶液 （2 ）设备型式 中央循环管式蒸发器 2 、操作条件 A 、加料方式为三效逆流加料 B 、原料液浓度为 10%，完成液浓度为 30% ，原料液温度为第一效沸点温度。 C 、加热蒸汽压强 500kPa （绝压）；冷凝器压强为 50 kPa （绝压） D 、各效蒸发器的总传热系数： K 1=1800W/ （m2 ·K ），K2 =1200W/ （m2 ·K ），K3=600W/ （m2 ·K ） E 、各效蒸发器中液面的高度为 1.2m F、各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略热损失。 第三节 三效蒸发器得工艺计算 多效蒸发的工艺计算 多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、 热量衡算及传热速率方程。 计算的主要项目有： 加热蒸气 （生 蒸气）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，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。 蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强） ，蒸发器的形式、流 程和效数。 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。 根据经验假设蒸发器各效的压强，估算个效溶液沸点和有效总温差。 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（或满足预先给出的精度要求）为止。 一、估计各效蒸发量和完成液浓度 总蒸发量 : x0 0.10 W F (1 ) 4870(1 ) 3247kg / h x1 0.30 - 5 - 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出 ,可设 W 1 W 2 W3 1 2 3 W W=W +W +W =3 1 =3247kg/h 由以上两式可得 : 1 W =1082kg/h; 2 W =1082kg/h; W 3=1082kg/h; FX 0 4870 0.10 X 3= =0.1286 F W3 4870 1082 F X 0 4870 0.10 X 2= = =0.18; F W1 W2 9000 1082 1082 X 1=0.30 二、估计各效溶液的沸点和有效总温差 设各效蒸发室的压力分别为 p1 200 kPa p2 80kPa p3 pk 20 kPa 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 : 效数 第一效 第二效 第三效 二次蒸汽压强 P/ i (KPa) 200 80 20 二次蒸汽温度 T / i (℃ ) ( 即下一效加热蒸汽温度 ) 120.2 93.2 60.1 二次蒸汽的汽化潜热 (即下一效 加热蒸汽的 ri/) （kj/kg ） 2205 2275 2355 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 / t (T1 T K ) t 式中 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。 T1 第一效加热蒸气的温度，℃。 / T K 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，℃， （一）各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 / - 6 - 杜林规则（ dnhring ’srule）:某种溶液的沸点和相同压强下标准液体（一般为水）的沸点呈线性关系。 根据各效二次蒸汽温度（也即相同温度压力水的沸点）和各效完成液的浓度 xi ，由氢氧化钠水溶液的 杜林线图可查的各效溶液得沸点分别为； tA1 =138.1 ℃; tA2 =100.0 ℃; tA3 =63.3 ℃; 则各效由于溶液蒸汽压压下降所引起的温度差损失为： / 1 =138.1-120.2=17.9 ℃ / 2 =100-93.2=6.8 ℃ / 3 =63.1-60.1=3.2 ℃ 所以 / =17.9+6.8+3.2=27.9 ℃ （二）各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 为简便计算，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程， 液层的平均压力为： av gL pav p 2 式中 pav —蒸发器中液面和底层的平均压强， KPa p —二次蒸气的压强，即液面处的压强， KPa L -液层高度 g-重力加速度， 根据 av gL pav p 2 又因液位高度为 1.2 米 由 NaOH 水溶液比重图可得下列数据 : NaOH 水溶液密度 (Kg/m 3) av1 1.328, av 2 1. 198, av 3 1. 140 av 1 gL 1.328 9.81 1.2 pav 1 p1 = 200 =207.8KPa 2 2 av 2 gL 1.198 9.81 1.2 pav 2 p 2 = 80 =87.1KPa 2 2 av 3 gL 1.140 9 .81 1.2 pav 3 p 3 = 20 =26.7KPa 2 2 根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为 : T pav 1 =121.3 ℃ T pav 2 =95.5 ℃ T pav 3 =64.4 ℃ t t 根据 = pm p t t 式中 pm -- 根据平均压强求取的水的沸点℃， p --根据二次蒸气压强求得水的沸点℃ , 所以 / 1= T pav1 - T 1 =121.3-120.2=1.1 / 2 = T pav2 - T 2 =95.5-93.2=2.3 ℃ - 7 - / 3 3= T pav3 -T =64.4-60.1=4.3 ℃ =1.1+2.3+4.3=7.7 ℃ （三）流体阻力产生压降所引起的温度差损失 取经验值 1 C ，即 1 2 3 1 C ，则 3 C 故蒸发装置得总的温度差损失为 / = + + =27.9+7.7+3=38.6 ℃ （四）各效料夜的温度和有效总温差 由各效二次蒸气压力 P i 及温度差损失 i ，即可由下式估算各效料夜的温度 ti ， t T i i i o 1 1 2 3 17.9 1.1 1 20 C 2 2 2 2 6.8 2.3 1 10 .1 C 3 3 3 3 3.24 4 .3 1 8.54 C 各效料夜得温度为： 1 T 1 t = 1 =120.2+20=140.2 ℃ 2 T 2 t = 2 =93.2+ 10.1=103.3 ℃ t3 =T 3 3 =60.1+8.5=68.6 ℃ 有效总温度差为 t (Ts T k ) 由手册查的 500KPa 气的温度为 151.4 ℃为 2113KJ/Kg. 所以： t (Ts T k ) =151.7-60.1-38.6=53 ℃ 三 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 对三效逆流加料流程，没有额外蒸汽引出或补充时： D1=W1:;D2=W2;D3=W3 对第三效做热衡算 FC t D r (F D )C t D H 0 0 2 2 3 3 3 3 3 第二效的热量衡算为 FC t D C t D r ( F D - D )C t D H 3 3 3 3 3 1 1 3 2 2 2 2 2 第一效热量衡算为 (F - D D )C t D r ( F D - D - D )C t D H 2 3 3 3 0 3 2 1 1 1 1 1 D 式中 i 第 i 效的加热蒸汽量 r i 第 i 效加热蒸气的汽化潜热 r 第 i 效二次蒸气的汽化潜热 cp0 原料液的比热 c pw 水的比热 ti 第 i 效溶液的沸点 - 8 - 将数据分别代入公式整理得 2356.4W3-2275.3W2=1565797 …(a) 103.9W3-2311W2+2204.6W1=506134 …(b) 56.5W3+56.5W2-2298.4W1+2113D0= 274994 …(c) 又 W1+W2+W3=3247 …(d) 联立 (a),(b),(c),(d) 式 ,解得 : W =1235kg/h 1 W2 =1036 kg/h W =976kg/h 3 D0= 1500 kg/h 四、蒸发器的传热面积的估算 任意一效的传热速率方程为 Qi Si Ki t i 式中 Qi Ki 2 第 i 效的传热速率， W 。 第 i 效的传热系数， W/ （m , ℃） . ti 第 i 效的传热温度差，℃ Si 第 i 效的传热面积， m2 在三效蒸发中，为了便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器，即 各效蒸发器的总传热系数： 2 2 2 K 1 1800W /( m .K ), K 2 1200W /( m .K ), K 3 600W /( m .K ) Q1=D 1r1 = 3 5 1235 2113 10 / 3600 7.200 10 J t1 T1 t 1 151.7 140.2 11.5 ℃ 5 Q1 7.200 10 2 S 34.8m 1 K1 t1 1800 11.5 3 5 Q W r 1235 2204 .6 10 / 3600 7.6 10 J t T t T t 120.2 103.3 16.9 C 2 1 1 2 2 2 1 2 5 Q2 7.6 10 2 S 37.5m 2 K2 t 2 1200 16.9 3 5 Q W r 1036 2275 .3 10 / 3600 6.5 10 W 3 2 2 0 t3 T3 t3 T 2 t 3 93 .2 68 .6 24 .6 C 5 Q3 6.5 10 2 S 44 .0 m 3 K 3 t3 600 24 .6 Smin 34.8 误差为 1 1 0.21，误差较大，应调整各效得有效温度，重复上述计算过程。 Smax 44.0 五、有效温差的再分配 平均传热面积 : S1 t1 S2 t2 S3 t 3 34 .8 11 .5 37 .5 16.9 44 .0 24 .6 2 S 39 .9 m t 53 - 9 - 重新分配有效温度差 : S 34.8 1 t t 11.5 10.0 C 1 1 S 39.9 S2 37 .5 t t 16.9 15.9 C 2 2 S 39 .9 S 44 .0 3 t t 24.6 27 .1 C 3 3 S 39 .9 六、重复上述计算步骤 计算各效溶液浓度 Fx 4870 0.10 x3 0 0.125; F W3 4870 976 Fx0 4870 0.10 x2 0.170 ， F W3 W2 4870 1036 976 x =0.30 1 计算各效溶液沸点 因为第一效二次蒸汽压强保持不变 ,各种温度差损失可视为衡值，故末效溶液的沸点 t3 68.6 ℃ .而 t 27 .1 C 3 溶液的温度差损失变化不大，不必重新计算，故有效温度差为 t 53.0 ℃ 温度差重新分配后，各效温度情况列于下表 : 效次 I II III 加热蒸气温度 Ti ，℃ 150.2 119.2 95.7 有效温度差 ti ，℃ 10.0 15.9 27.1 料夜温度 （沸点） 140.2 103.3 68.6 t ，℃ i （三）各效焓衡算 : T 119.2 C r1 2246kJ / kg 1 T 95.7 C r 2 2261kJ / kg 2 T 60.1 C r 3 2393kJ / kg 3 效次 I II III r kj / kg 2246 2261 2393 i H kj / kg 2684 2673 2652 i Ci kj/kg 2.93 3.47 3.66 - 10 - 将以上的数据带入各效热量衡算方程，然后计算得 D1 W1 1250kg / h D2 W2 1044kg / h D3 W3 953kg / h D0 1513kg / h 与第一次热量恒算所得结果： 1235 1 0.012 1250 1036 1 0.008 1044 973 1 0 .021 953 计算的相对误差均在 0.05 允许范围之内股计算得各效蒸发面积合理。其各效溶液浓度无明显变化不必再算。 （四）蒸发器传热面积的计算 3 5 1 1 1 Q =D r = 1250 2113 10 / 3600 7 .34 10 J t 1 10.0 ℃ 5 Q1 7.34 10 2 S 40.78m 1 K 1 t1 1800 10.0 3 5 Q W r 1250 2246 10 / 3600 7 .8 10 J 2 1 1 t 2 15.9 ℃ 5 Q2 7.8 10 2 S 40 .88m 2 K2 t2 1200 15.9 3 5 Q W r 1044 2261 10 / 3600 6.56 10 J 3 2 2 t 3 27 . 1 C 5 Q3 6 .56 10 2 S3 40 .34m K 3 t 3 600 27. 1 Smin 40.34 误差计算得： 1 1 0.013 0.05 ；所以误差允许，取平均传热面积 : S 40.88 max 2 S 40 .67m 七、计算结果 效数 1 2 3 加热蒸汽温度 T (℃ ) 150.2 119.2 95.7 i 操作压强 p / 200 80 20 i (kPa) 溶液沸点 t i℃ 140.2 103.3 68.6 完成液浓度 (%) 30 17.0 12.5 - 11 - 蒸发水量 W i kg/h 1250 1044 953 传热面积 Si m2 40.67 40.67 40.67 第四节 蒸发器的主要结构尺寸计算 一、加热管的选择和管数的初步估计 蒸发器加热管选取： L 1.5m ， 38 2.5mm 的无缝钢管 S 40 .67m2 S 蒸发器的传热面积， m2 L 1.5m L 加热管长度， m ； d 0.038mm 0 0 d 加热管外径， m ； 当加热管的规格与长度确立后，可由下式初步估算所需管子数 n ， 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. S 40.67 n 244 根 d0 (L 0.1) 3.14 0.038 (1.5 0. 1) 二、循环管的选择 外加热式自然循环蒸发器，循环管的大小可参考中央循环管式蒸发器来决定。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， 对于加 热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数，取加热管的面积 60% ，则 2 2 d1 (40% ~ 100%) n di 4 4 对于加热面积较小的蒸发器，应选取较大的百分数： d1 0.60n d i 0.60 244 0.033 0 .608 m 选取管子的直径为： 426 12mm 循环管管长与加热管管长相同为 1.5m。 三、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、数目及在管板上的排列方式。 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。目前以三角形排列居多。 - 12 - 查表 3-5 ，加热管的管心距 t 48mm 管子按正三角形排列，管束中心线上管数 n c nc 1.1 n 1. 1 244 18根 初步估算加热室内径，即 Di t (nc 1) 2b 其中 b (1 ~ 1.5)d0 取 b 1.2d0 。则 Di 48 (18 1) 2 1.2 33 856 mm 查国家标准压力容器公称直径表和表 3-6 选取加热室壳体内径 800mm 以该内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 通过作图，求得加热管数 n 254 根 ，而初步估算 n 244根 其相对误差 254 1 0.041 0.05 244 所以误差不大，计算合理，所以循环管的规格一次选定 426 12mm 。 四、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。 分离室体积的计算式为 W V 3600 U 式中 V 分离室的体积， m3; W 某效蒸发器的二次蒸汽量， kg/h; 某效蒸发器二次蒸汽密度， kg/m3 ， 3 3 3 3 U 蒸发体积强度， m /(m .s);。一般用允许值为 1.1 ~ 1.5m /( m .s) 为方便起见，各效分离室的尺寸取一致。分离室体积宜取其中较大者。 蒸发强度选 1.2 3 /( 3 . ) U m m s 因为末效体积最大，故分离室体力为 W3 953 3 V 1.69m 3600 3U 3600 0.13068 1.2 确定了分离室的体积，其高度与直径符合下列关系， 2