第一章 前言§1·1 概述`
第二章 蒸发工艺设计计算 §2·1蒸浓液浓度计算 §2·2溶液沸点和有效温度差的确定
§2·2·1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 / §2·2·2 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 §2·2·3 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失 §2·3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 §2·4 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数K 的确定 §2·5 温差的重新分配与试差计算 §2·5·1重新分配各效的有效温度差， §2·5·2重复上述计算步骤 §2·6计算结果列表
第三章 NaOH溶液的多效蒸发优化程序部分 §3·1 具体的拉格朗日乘子法求解过程 §3·2 程序内部变量说明 §3·3 程序内容： §3·4 程序优化计算结果 §3·5 优化前后费用比较 第四章 蒸发器工艺尺寸计算 §4·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·2 循环管的选择 §4·1·3 加热室直径及加热管数目的确定 §4·1·4 分离室直径与高度的确定 §4·2 接管尺寸的确定 §4·2·1 溶液进出 §4·2·2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 §4·2·3 冷凝水出口 第五章、蒸发装置的辅助设备 §5·1 气液分离器 §5·2 蒸汽冷凝器 §5·2·1 冷却水量 §5·2·2 计算冷凝器的直径 §5·2·3 淋水板的设计 §5·3泵选型计算 §5·4预热器的选型
第六章 主要设备强度计算及校核 §6·1蒸发分离室厚度设计 §6·2加热室厚度校核 第七章 小结与参考文献：
目 录
符号说明
希腊字母：
c ——比热容，KJ/(Kg.h) α――对流传热系数，Ｗ/m2.℃ d ——管径，m Δ――温度差损失， ℃ D ——直径，m η――误差，
D ——加热蒸汽消耗量，Kg/h η――热损失系数， f ——校正系数， η――阻力系数，
F ——进料量，Kg/h λ――导热系数，Ｗ/m2.℃ g ——重力加速度，9.81m/s2 μ――粘度，Pa.s h ——高度，m ρ――密度，Kg/m3
H ——高度，m k —— 杜林线斜率 K ——总传热系数，W/m2.℃ ∑――加和 L ——液面高度，m φ――系数 L ——加热管长度，m
L ——淋水板间距，m 下标：
n ——效数 1,2,3――效数的序号 n ——第n 效 0――进料的 p ——压强，Pa i ――内侧 q ——热通量，W/m2 m ――平均 Q ——传热速率，W o ――外侧
r ——汽化潜热，KJ/Kg p ――压强 R ——热阻，m2. ℃/W s ――污垢的 S ——传热面积，m2 w ――水的 t ——管心距，m w ――壁面的 T ——蒸汽温度，℃ u ——流速，m/s
U ——蒸发强度，Kg/m2.h 上标：
V ——体积流量，m3/h ′：二次蒸汽的
W ——蒸发量，Kg/h ′：因溶液蒸汽压而引起的 W ——质量流量，Kg/h 〞：因液柱静压强而引起的 x ——溶剂的百分质量, ％ ：因流体阻力损失而引起的
第一章 前言
§1·1概述
1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而次蒸汽。 2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。 3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: (1) (1) 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。
(2) (2) 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。
(3) (3) 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。 4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
本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ：
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。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内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，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有" 标准蒸发器" 之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为1～2m ；加热管径多为25～75mm 之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.4～0.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。
第二章 蒸发工艺设计计算
§2·1蒸浓液浓度计算
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。
（1） （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷
凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。
（2） （2） 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。
（3） （3） 根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温
差。
（4） （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。
（5） （5） 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。
3.5⨯104⨯103
F=320⨯24=4557.3kg/h
X 00. 1
总蒸发量:W=F⨯(1- X 3)=4557.3⨯(1-0. 3)=3038.2kg/h 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出, 可设W 1:W2:W3=1:1.1:1.2
而W=W1+W2+W3=3038.2kg/h 由以上三式可得:W1=920.7kg/h;
W 2=1012.7kg/h; W 3=1104.8kg/h;
F ⨯X 0F ⨯X 0
X 1=F -W 1=0.125; X2= F -W 1-W 2=0.174;X3=0.3
§2·2溶液沸点和有效温度差的确定
设各效间的压强降相等，则总压强差为：
∑∆P =P-P
1
/
K =501.3-30.4=470.9KPa
/
P 1-P K
n ∆P=
式中 ∆P ---各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差KPa ，
1 ----第一次加热蒸气的压强KPa P
P /K -----末效冷凝器中的二次蒸气的压强KPa
各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强
即P 1/=P1-∆Pi=501.3-470.9/3=344.3KPa
P 2/ =P1-2∆Pi=501.3-2⨯470.9/3=187.4KPa P 3/=Pk /=30.4KPa
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:
∆t =(T -T 有效总温度差∑
1
/
K
) -∑∆
式中
∑∆t -----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。
T 1-----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，℃，
/
//
///
§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失∆/
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。在以水的沸点为横坐标，该溶液的沸点为纵坐标并以溶液的浓度为参数的直角坐标图上，可得一组直线，称为杜林直线。附录五位NaOH 水溶液的杜林线图。利用 杜林线图，可根据溶液的浓度及实际压强下水的沸点查出相同压强下溶液的沸点，从而可以
/
得出 △值。
根据杜林规则也可以计算液体在各种压强下沸点的近似值。此法的义举世：某液体在两种不同压强下两沸点之差（t A 1-t A 2），与水灾同样压强喜爱；两沸点之差（t B 1-T B 2），
A 其比值为一常数，即（（t A 1-t A 2）/ （t B 1-T B 2）=k ，求得k 值，其他任意压强下的沸点t '可一由下式求得，即
t 'A =t A 1-k (t B 1-T B 2) ；
所以，不要杜林线图也可以计算出溶液的 △值。
我们的设计是根据Ti/(即相间压强下水的沸点) 和各效完成液浓度x i 由附录 NaOH 水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点t Ai 分别为:
t A1=143.8℃; tA2=126.2℃; tA3=84.8℃; 则 ∆1=143.8-138.2=5.6℃ ∆2=126.2-117.9=8.3℃ ∆3=84.8-66.8=18.0℃
/∆ 所以∑=5.6+8.3+18.0=31.9℃
§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失
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，器内溶液需维
持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失∆''，为简便起见，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算：
///
/
ρgL
p m =p/+2
式中 p m —蒸发器中 液面和底层的平均压强，pa
p /—二次蒸气的压强，即液面处的压强，，pa ρ—溶液的平均密度， L -液层高度 g-重力加速度，
ρgL
根据p m =p/+2取液位高度为1米 由 NaOH 水溶液比重图可得下列数据: NaOH 水溶液密度(Kg/m3)
ρ1=1089.4, ρ2=1142.9, ρ3=1283.7
1089.4⨯9.81⨯1
2⨯103P m1=344.3+=349.6KPa
1142.9⨯9.81⨯1
2⨯103 P m2=187.4+=193.0KPa 1283.7⨯9.81⨯1
2⨯103 P m3 = 30.4+=36.7KPa
根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为: T
/
pm 1=138.8℃
; T
/
/
pm 2=118.9℃; Tpm 3=72.2℃
'根据 ∆''= t pm -t p
式中 t pm --根据平均压强求取的水的沸点℃，t p --根据二次蒸气压强求得水的沸点℃
"
所以∆1= T
'
/
pm 1- T1
"
/
=138.8-138.2=0.6℃
/
pm 2- T2
/
∆2= T
"
∆3= T
=118.9-117.9=1.0℃
/
/
pm 3-T 3
=72.2-66.8=5.4℃
∑∆' ' =0.6+1.0+5.4=7.0℃
§2·2·3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失
由于管道流体阻力产生的压强降所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次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∆'''，根据经验其值可以省略。
∑∆' ' ' =0℃
根据以估算的各效二次蒸汽压强t 1'及温度差损失△，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t 所以总的温度差损失为
∑∆=∑∆+∑∆' ' + ∑∆' ' ' =31.9+7.0+0=38.9 ℃
/
溶液的沸点t i =Ti /+∆i
∆1=∆1+∆1+∆1=5.6+0.6+0=6.2℃
//////
∆=∆+∆+∆=8.3+1.0+0=9.3℃ 2222
//////
∆=∆3+∆33+∆3=18.0+5.4+0=23.4℃
所以各效溶液沸点：
t 1=138.2+6.2=144.4℃， t 2=117.9+9.3=127.2℃ ， t 3=66.8+23.4=90.2℃
/
//
///
§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算
第i 效的焓衡算式为：
Q i =Dr i i =(Fc p 0-Wc 1pw -W 2c pw -..... -W i -1c pw ) ⨯(t i -1-t i ) +Wr i
有上式可求得第i 效的蒸发量W i . 若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数η一般溶液的蒸发，η可取得0.94-0.7△x （式中△x 为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。 第i 效的蒸发量W i 的 计算式为
r i t -t
+(Fc p 0-W 1c pw -W 2c pw -..... -W i -1c pw ) i -1i ]r i 'r i '
式中 D i ------第i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时D i = W i -1 W i =ηi [D i
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
c p 0-----------原料液的比热 c pw ---------水的比热
t i ，t i -1--------分别为 第i 效及第i-1效溶液的沸点
ηi -----------第i 效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式
并与式（3-2）联解而求得。
η1[D 1
第一效的焓衡量式为:W1=
r 1r 1
/
+Fc p 0
t 0-t 1r 1
/
]
由相关手册查得c p0=3.8644KJ/(Kg.℃) ，c pw =4.2035 KJ/(Kg.℃) 代入
η1=0.94-0.7(0.125-0.1) =0.9225
r 1
η1D 1
W 1=
同理第二效的热衡算式为:
2112.9
r 1=0.9225D12154.1 (a)
/
η2[W 1
W 2=所以 W 2=
r 1t -t +(Fc p 0-Wc pw ) 1/2r 2r 2]
η2=0.94-0.7(0.174-0.125)=0.9057
2154.1144.4-127.2+(4557.3⨯3.8644-W 1⨯4.2035) ]=0.8580W 1+124.85
2197.52197.5
0.9057[W 1
第三效的热衡算式为:
η3[W 2
W 3=
r 3r 3
/
+(Fc p 0-W 1c pw -W 2c pw )
t 2-t 3r 3
/
]
η3=0.94-0.7(0.3-0.174) =0.8518
W 3=
=0.7456 W2-0.0568W 1+237.93 (c)
又W 1+ W2+ W3=3038.2 (d) 联立(a),(b),(c),(d)式, 解得: W 1=1057.9Kg/h W 2=1032.6Kg/h W 3=947.7Kg/h D 1= 1169.0 Kg/h
0.8518[W 2
2197.5127.2-90.2
+(4557.3⨯3.8644-4.2035W 1-4.2035W 2) ⨯]
2332.82332.8
§2·4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数
K 的确定
任意一效的传热速率方程为
Q i
S i =K i ∆t i
式中 Q i ---第i 效的传热速率，W 。 K i ----第i 效的传热系数，W/（m 2, ℃）. ∆t i ---第i 效的传热温度差，℃ S i-------第i 效的传热面积，m 2
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 S1=S3=S3=S
若求得的传热面积不相等，应根据各效面积相的原则重新分配各校的有效温度差。方法如下：
总的传热系数K ；
K 0=
1
d d 1b d
+R S 0+⋅0+R Si 0+0α0λd m d i αi d i 称为公式（A ）
式中 α0，αi ---管外蒸汽冷凝传热系数与管内液体沸腾传热系数
R S 0，R Si ----管外和管内的污垢热阻，λ-----管壁的导热系数，
b ----管壁的厚度， d 0，d m ，d i -----加热管的外径、平均直径与内径，
计算K0值主要在于求取关内溶液的沸腾传热系统 。该值受溶液的性质、蒸发器的
类型、沸腾传热的形式伊基蒸发操作的条件等许多因素的影响。因此，一般沸腾传热膜系数关联式的准确度较差。
Q 1=D1r 1=984.3⨯2113=1.94⨯10Kg/h
6
∆t 1=T1-t 1=151.8-145.8=6.0℃ K 0=
1+R S 0
1
d d b d
+⋅0+R Si 0+0λd m d i αi d i
α0
-4-4
查得R S0=0.86×10m 2 .K/W , RSi =3.44×10m 2K/W,λ=17. 4W /m ⋅K
取规格为φ38⨯2.5mm 的加热管
则d 0=38mm,di =38-2.5⨯2=33mm,dm =35.4mm ,b=2.5mm 第一效：
α0蒸汽在垂直管外的冷凝对流传热系数
假设壁温tw 1=150℃，特性温度t=（151.8+150）/2=150.9℃，∆t =151.8-150=1.8℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6839W /m ⋅K ，密度 ρ=916.14Kg/m3 ，粘度μ=0.1848
-3
×10，又r =2112.9Kj/Kg
233
ρ2g λ3r 4916.14⨯9.81⨯0.6839⨯2112.9⨯101. 13⨯() ⨯(
α01=μl ∆t 2⨯0.1848⨯10-3⨯1.8=1.13) 0.25=10806.6
1
W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验算:Re=r μ=398.5
由经验公式:
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr (*)
其中, ：σL --- 沸腾液体与其蒸汽间的表面压力,N/m;λL ----液体的导热系数,W/ m.k; P-----二次蒸汽压力,Pa; c L ------液体的比热 ,J/Kg.K; r -----液体的汽化潜热J/Kg;
ρL ----液体的密度Kg/m3;
ρr -----蒸汽的密度Kg/m3 μL ----- 液体的动力粘度Pa s;
μ*-----水的动力粘度Pa.s; ∆t w -----管壁与沸腾液体间的传热温差K;
C -----与表观液面高度百分比h 有关的系数;
h:-----加热管内含纯液柱高度占总管长的百分比;
对一效查得：σL =0.07943 N/m，P =344.3K Pa ，C=0.33，c L =3813.1J/Kg.K; λL
=0.7036W/ m.k; r =2154.1KJ/Kg;
ρL =1090.5Kg/m3; ρr =1.87807Kg/m3; μ*=0.1944×
-3-3
10Pa.s; μL =0.5345×10Pa s; ∆t w =150-144.4=5.6K;
带入上式解得： 带入 公式（A ）
αi 1=5903.9W /m ⋅K
得K 1=1082.3W /m ⋅K
检验t w ，α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =149.9℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 1=1082.3W /m ⋅K
第二效：
假设tw=135℃，特性温度t=（135+138.2）/2=136.6℃，∆t =138.2-135=3.2℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6853W /m ⋅K ，密度 ρ=929.06Kg/m3 ，粘度μ=0.2068×-3
10Pa s，又r =2145.1Kj/Kg
ρ2g λ3r 4
1. 13⨯() αμl ∆t 由公式： 02 =得
929.062⨯9.81⨯0.68533⨯2145.1⨯103
α02=1.13⨯(2⨯0.2068⨯10-3⨯3.2) 0.25=9221.7W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证： Re=r μ=529.9
由经验公式:
1
因为t=（135+127.2）/2=131.1℃ 对二效查得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr
σL =0.08359 N/m，P=187.4 KPa ，C=0.33，c L =3738.0J/Kg.K; λL
*
3; ρ3; μρL r =0.7090W/ m.k; r =2197.5KJ/Kg; =1142.4Kg/m =1.06027Kg/m =0.2233×
-3-3
10Pa.s; μL =0.6925×10Pa s; ∆t w =135-127.2=7.8 K;
带入上式解得： 带入 公式（A ）
αi 2=5443.8W /m ⋅K
得K 2=1045.7W /m ⋅K
αi
检验t w ，α0带入数据解得t w =135.3℃， 重新假设t w =135.3℃，
所以 t=(135.3+138.2)/2=136.25℃
△ △ t=138.2-135.3=2.9℃ 由t=136.25℃查得
r =2154.1Kj/Kg
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
λ=0.6853W /m ⋅K ，密度 ρ=928.93Kg/m3 ，粘度μ=0.2065×10-3Pa s ，又
1
ρ2g λ3r 41. 13⨯() αμl ∆t 根据式 02 =得： α02 =9454.3 W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证：验证： Re=r μ=493.1
所以α02=9454.1W /m ⋅K
因为t=（135.3+127.2）/2=131.25℃
σL =0.08359 N/m，P=187.4 KPa ，C=0.33，c L =3738.0J/Kg.K; λL
*
=0.7090W/ m.k; r =2197.5KJ/Kg; ρL =1142.4Kg/m3; ρr =1.06027Kg/m3; μ=0.2233×-3-3
10Pa.s; μL =0.6925×10Pa s; ∆t w =135.3-127.2=8.1K;
对二效查得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅()
r μL 10ρr 根据公式：λL P
得 αi 2=5653.1W /m ⋅K
由公式（A ）
计算得到 K 2=1057.3W /m ⋅K
检验t w α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =135.2℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 2=1057.3W /m ⋅K
第三效
4αl ∆t ρ2g λ3r 4
1. 13⨯()
μl ∆t 根据式 α03 = ， Re
假设tw 3=110℃，特性温度t=（117.9+110）/2=113.95℃，∆t =112.9-110=7.9℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6846W /m ⋅K ，密度 ρ=947.88Kg/m3 ，粘度μ=0.2503×
-3
10Pa s，又r =2197.5Kj/Kg
1
ρ2g λ3r 4
1. 13⨯() αμl ∆t 由公式： 03 =得
947.882⨯9.81⨯0.68463⨯2197.5⨯103
α03=1.13⨯(2⨯0.2503⨯10-3⨯7.9) 0.25=7114.6W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证： Re=r μ=817.5
由t=（110+90.2）/2=100.1℃
1
σL =0.0855 N/m，P=30.4 KPa ，C=0.33，c L =3638.30J/Kg.K; λL
*
=0.7090W/ m.k; r =2332.8KJ/Kg; ρL =1275Kg/m3; ρr =0.19326Kg/m3; μ=0.2832×-3-3
10Pa.s; μL =1.555×10Pa s; ∆t w =110-90.2=19.8K;
对三效查得：经验公式:
带入上式解得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr
αi 3=4383.8W /m ⋅K
带入 公式（A ） 得K 3=961.6W /m ⋅K
检验t w α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =110.0℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 3=961.6W /m ⋅K
即K 1=1082.3W /m ⋅K ,K 2=1057.3W /m ⋅K ,K 3=961.6W /m ⋅K 。因为参数太多，值查的
不准，计算的K 值差别不大，优化效果不明显，故用经验值，K 1=1860W /m ⋅K ,K 2=1280W /m ⋅K ,K 3=700W /m ⋅K 分别带入公式：
D i r i
S i =∆t i K i 得到
D 1r 11169.0⨯2112.9⨯103/3600
=49.85
S 1=∆t 1. K 1=1860⨯(151.8-144.4) m 2
D 2r 21057.9⨯2154.1⨯103/3600
=44.96m 2
1280⨯(138.2-127.2) S2=∆t 2. K 2=
D 3r 31032.6⨯2197.5⨯103/3600
=32.5
700⨯(117.9-90.2) S3= ∆t 3. K 3=m 2 s min 32.51
=1-=0.3478s 49.85误差为： 1-- max
误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。
§2·5温差的重新分配与试差计算
§2·5·1重新分配各效的有效温度差， S 1∆t 1+S 2∆t 2+S 3∆t 3
∑∆t 平均传热面积:S==38.26m2
重新分配有效温度差:
S 149.85⋅∆t 1⨯7.4=9.64
∆t 1=S 38.26=℃
S 244.96⋅∆t 2⨯11=12.93/
∆t 38.26S 2= =℃
S 332.51⋅∆t 3⨯27.7=23.53/
∆t 3=S =38.26℃
§2·5·2重复上述计算步骤： §2·5·2·1由所求各效蒸汽量求各效溶液浓度
F ⨯X 04557.3⨯0.10
==0.130F -W 4557.3-1057.91X 1=;
/
F ⨯X 04557.3⨯0.10
==0.185
X 2= F -W 1-W 24557.3-1057.9-1032.6， X 3=0.3，
§2·5·2·2计算各效溶液沸点
末效溶液沸点和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
/
t ∆t 33液的沸点=90.2.而 =23.53℃, 则第三效加热蒸汽温度（即第二效二次蒸汽温
度）为 T3=T 2=90.2+23.53=113.75℃,
/
由于第二效二次蒸汽温度为T 2=113.75℃, 再由X 2=0.185查杜林曲线得:tA2=121.74℃,
所以t 2= tA2+∆t 2=121.74+1.0=122.74℃
/∆t 同理：由t 2=122.74℃ ，2=12.93℃
则 T2= T1 = t2+∆t 2=122.74+12.93=135.67℃
/
再由 T1 =135.67℃，X 1=0.130， 查杜林曲线得: tA1=141.62℃
/
/
/
/
t1 =141.62+0.6=142.22℃；也可以由 t1 = T1-∆t 1=151.8-9.64=142.16 ℃ 说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效温度差为 46.1 ℃
/
/ 第一效： η1 =0.94－0.7×（0.130－0.10）=0.919
2112.9D 1
W 1=0.9192161.3Kg/h
第二效： η2=0.94-(0.185-0.130) ⨯0.7=0.9015
⨯
W 2=
0.9015⨯[
2161.3142.22-122.74
W 1+(3864.4⨯4557.3-4023.5W 1) ⨯]=139.17+0.8445W 1 Kg/h2222.32222.3-103
第三效： η1=0.94－0.7×(0.30－0.185)=0.8595
2222.3122.74-90.2
W 1 +(3864.4⨯4557.3-4023.5W 1-4023.5W 2) ⨯
2332.8Kg/h W 3=0.859 5[]2332.8
W 3=211.14－0.0482 W 1+ 07705W2
因为： W 1+ W2+ W3=3038.2Kg/h
得： W 1=1047.1Kg/h ， W 2=1023.4Kg/h
W 3 =967.7 Kg/h ， D=1165.4Kg/h
与第一次热量恒算所得结果：
W 1=1057.9Kg/h，W 2=1032.6Kg/h， W 3 =947.7Kg/h
比较并计算误差得
η1=0.0103， η2=0.009， η3=0.0021
相对误差均在误差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。
§2·5·2·4计算各效传热面积
D 1r 1
1165.4⨯2112.9⨯103/3600
=38.152
∆t K 1860⨯9.64S 1=1. 1= m
W 1r 21023.4⨯2161.3⨯103/3600
=37.122
∆t K 1280⨯12.932. 2= S 2= m
W 2r 2967.7⨯2222.3⨯103/3600
=36.272
∆t K 700⨯23.532. 2 S 3== m
S min
误差计算得： 1-S max =1－36.27/38.15=0.049
所以误差允许取平均面积的S=37.18m2
i 12223 k 3第三章 NaOH 溶液的多效蒸发优化程序部分
§3·1 具体的拉格朗日乘子法求解过程
具体的拉格朗日乘子法求解过程如下：
（1）先输入笔算得相关数据（与优化计算的过程相比可视为常量的或者不变的量）a0=0.018
b0=0.000146,B=40000，c0=4180,c1=0.5,c2=1,c=0，e=0.00001,f=4557.3,fc=0.15，k1=1860,k2=1280,k3=700，o=7680,p=1000, R0=2112.9,r3=2332.8,y=0.6,
x0=0.1, x3=0.3,t0=20, t3=66.8,T1=151.8,Tk=66.8,Tpm[3]={138.8,118.9,72.2}, Ta[3]={143.8,126.2,84.8},T[3]={138.2,117.9,66.8};
（2） （2） 根据公式w=f*(1-x0/x3);计算总的蒸发量
（3） （3） 根据Tpm[3]，Ta[3]，T[3]德具体数值计算相关量b 视为不便的量。 （4） （4） 在输入笔算的第一效和第二效蒸气的汽化潜热为程序内部循环作准
备
（5） （5） 根据公式w1=w/(1+r1/r2+r1/r3);w2=w/(1+r2/r1+r2/r3);w3=w-w1-w2;
D1=w3*r3/R0;计算分别算出各效蒸发量并求出生蒸汽的量
（6） （6） 根据公式x1=f*x0/(f-w1);x2=f*x0/(f-w1-w2);进一步求出第一效和第
二效的浓度
（7） （7） 根据根据拉格朗日乘子法，求出各效温度差损失dt1、dt2、dt3。 (8)利用经验公式R1=(2466904.9-1584.3*T1-4.9*T1*T1)/1000;
R2=(2466904.9-1584.3*t1-4.9*t1*t1)/1000;求变化后的第一效和第二效蒸气的汽化潜热。当满足条件时退出循环并开始计算面积，同时求出费用，如果不满足条件就自动传递变量第一效和第二效蒸气的汽化潜热，重新进入循环直至满足条件
（9）分别计算年生蒸汽费用，蒸发器年折旧维修费用和整孔系统费用。并考虑节省的费用。
§3·2 程序内部变量说明
程序内部变量说明：
a0------计算年蒸汽费用时的常量0.018, a--------双精度变量,
A[3]----面积的一维变量, b------计算年蒸汽费用时的常量00.000146,
b--------双精度变量, B--------蒸发器用不锈钢市场钢材价格,40000, c0--------水的比热容, c1---------电费0.5, c2-------动力费附加系数, c----------双精度变量,,
d---------双精度变量, D1-------生蒸汽-双精度变量 dt1,dt2,dt3,------分别为温度差变量 e------循环控制常量0.00001, E---------双精度变量, f----------溶液流量, fc-------蒸发器念折旧及维修率0.15, h---------双精度变量,
H[3]--------增资系数的一维变量, k1,k2,k3-------各效总的传热系数 L---------双精度变量, M---------双精度变量, N---------双精度变量, m---------双精度变量,
n---------双精度变量, o---------蒸发器年工作时间7680, p---------水的通常密度, R0---------生蒸汽的汽化潜热, r1,r2,r3--------各效汽化潜热的双精度变量, w-------总的蒸发量, w1,w2,w3-------各效蒸发量, vw --------双精度变量,
y----------泵的效率, j,j1,j2,j3-------------费用的双精度变量， t0---------------冷凝水的进口温度20, t1,t2,t3-------------各效的溶液的沸点, T1------------生蒸汽的温度, Tk---------------冷凝器的蒸汽温度, R1,R2-------第一效和第二效蒸气的汽化潜热双精度变量 x0,x1,x2,x3---------原料液浓度和各效内部的浓度,
Tpm[3]---------溶液静平均压强对应的饱和温度的一维变量, Ta[3]-----------由杜林曲线查出的各小溶液沸点的一维变量, T[3]-------------二次蒸汽温度的一维变量;
§3·3程序内容：
#include
#include main() {int i;
double a0=0.018,a,A[3], b0=0.000146,b,B=40000, c0=4180,c1=0.5,c2=1,c=0, d=0,D1,dt1,dt2,dt3, e=0.00001,E,f=4557.3,fc=0.15,h,H[3], k1=1860,k2=1280,k3=700, L,M=0,N,m,n,o=7680,p=1000, R0=2112.9,R1,R2,r1,r2,r3=2332.8, w,w1,w2,w3,vw,y=0.6, j,j1,j2,j3, x0=0.1,x1,x2,x3=0.3, t0=20,t1,t2,t3=66.8, T1=151.8,Tk=66.8,Tpm[3]={138.8,118.9,72.2}, Ta[3]={143.8,126.2,84.8},T[3]={138.2,117.9,66.8}; for(i=0;i
c+=Ta[i]-T[i]; d+=Tpm[i]-T[i]; }
b=T1-Tk-c-d;
scanf("%f,%f",&r1,&r2); w=f*(1-x0/x3); for( ; ; ) {
w1=w/(1+r1/r2+r1/r3); w2=w/(1+r2/r1+r2/r3); w3=w-w1-w2;
D1=w3*r3/R0; x1=f*x0/(f-w1); x2=f*x0/(f-w1-w2); m=D1*R0/k1; n=w1*r1/k2; h=w2*r2/k3;
a=sqrt(m)+sqrt(n)+sqrt(h); dt1=b*sqrt(m)/a; dt2=b*sqrt(n)/a; dt3=b*sqrt(h)/a;
R1=(2466904.9-1584.3*T1-4.9*T1*T1)/1000; t1=t3+dt3+dt2;
R2=(2466904.9-1584.3*t1-4.9*t1*t1)/1000; if(fabs((R1-r1)/r1)
t1=T1-dt1; t2=t3+dt3;
printf("xiang guan shu ju :\n");
printf("D1=%f,\nw=%f,w1=%f,w2=%f,\nR1=%f,R2=%f,\ndt1=%f,dt2=%f,dt3=%f,\nT1=%f,t1=%f,t2=%f,t3=%f,\nx0=%f,x0=%f,x1=%f,x2=%f,x3=%f\n", D1,w,w1,w2,w3,R1,R2,dt1,dt2,dt3,T1,t1,t2,t3,x0,x1,x2,x3); printf("xia mian ji suan mian ji :\n"); A[0]=m/dt1/3.6; A[1]=n/dt2/3.6; A[2]=h/dt3/3.6;
printf("mian ji shi :\n");
printf("A[0]=%f,\nA[1]=%f,\nA[2]=%f",A[0],A[1],A[2]); printf("\nji suan fei yong :\n"); j1=o*D1*(a0+b0*T1)/10000; for(i=0;i
else if(A[i]100) H[i]=1.2; else H[i]=1.5; } for(i=0;i
printf("%f,%f\n",A[i],H[i]); for(i=0;i
M+=(4400+B-620)*1.2*(0.667+0.0287*A[i])*H[i]; j2=fc*M/10000;
vw=w3*(r3*1000+c0*5)/p/c0/(Tk-5-t0)/3600; j3=c1*c2*o*(21+1450*vw*vw)*vw*p/102/y/10000; j=j1+j2+j3;
printf("j=%f,\nj1=%f,\nj2=%f,\nj3=%f\n",j,j1,j2,j3); L=j1/j; E=j2/j; N=j3/j;
printf("L=%f,E=%f,N=%f\n",L,E,N); return;}
§3·4 程序优化计算结果
程序运行结果：
D1=1069.216649,w=3038.200000,w1=1068.914989,w2=1000.496284,w3=968.427580,
A[0]=28.070734,A[1]=33.838044,A[2]=45.757387,Dt1=12.019197.Dt2=14.488617, Dt3=19.592186,R1=2113.496284；R2=2257.212455； 优化后的：
总的费用：J=37.469867万元, 各种费用所占的比例： 年生蒸汽费用：J1=32.980020万元, L=0.880174, 蒸发器年折旧维修费用：J2=4.011927万元, E=0.107071 真空系统费用：J3=0.477921万元, N=0.012755
§3·5 优化前后费用比较
等面积的各项费用：
总的费用：J’=40.6329万元 各种费用所占的比例： 年生蒸汽费用：J1’=35.9468万元, L’=0.8847 蒸发器年折旧维修费用：J2’=4.0988万元 E’=0.1009 真空系统费用：J3’=0.5873 万元 N=0.01445
两者比较：
总的节省费用： J0=J’-J=40.6329-37.469867=3.1631万元， 节省费用比例:7.78%
年生蒸汽费用：J10=J1’-J1=35.9486-32.980020=2.9668万元, L0=0.9379,
年折旧维修费用:J20=J2’-J2=4.0988-4.0119=0.0869万元, E0=0.02747, 真空系统费用：J30=J3’-J3=0.5873-0.4779=0.1094万元 , N0=0.03459,
第四章 蒸发器工艺尺寸计算
蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象） 我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。
§4·1 加热管的选择和管数的初步估计
§4·1·1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=2M，φ38*2.5mm
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 ' =
S 28.071
=
π*d 0*(L -0.1) π*38*10-3*(2-0.1) =124（根）
2
式中S=----蒸发器的传热面积，m ，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）；
d 0----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.
§4·1·2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考虑的。我们选用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%。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则
π
4
D 1=(40%~100%)*n ' *
π
4
*d i
mm
所以
D 1=d i ==329
对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为：φ377⨯10mm 循环管管长与加热管管长相同为2m 。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n 和n’相差不大。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。
§4·1·3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：
确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc ，管子安正三角形排列时，
；其中n 为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b’,式中b’=(1—1.5)d 0. 然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n 必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
由于加热管的外径为38mm ，可取管心距为48mm ；以三角形排列计
算
n c ===13，b’=(1—1.5)d 0=1.5*d0，
Di=t(nc-1)+2b’=48*（13-1）+2*38*1.5=690mm，选取加热室壳体内径为800mm 鄙厚为12mm ；
§4·1·4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：
3
式中V-----分离室的体积，m ; W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h;
3 ，33
P-----某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m U-----蒸发体积强度，m /(m*s);
33
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 m/(m*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
W
3600*ρ*U
4取其中较大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合关系，确定高度
与直径应考虑一下原则：
（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。
33
（3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取分离室中U=1.2m/（m *s）；
V =
π
*D 2*H
V =
W 1068. 95
=
3600**ρU 3600*2656*1. 2
0. 093
m 。H=1.8m，，D=1.2m
3
§4·2接管尺寸的确定
d =
流体进出口的内径按下式计算
式中 s -----流体的体积流量 m/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。
V
3
§4·2·1溶液进出口
于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据
第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为0.8 m/s；
d =
==0.0435m
所以取ф57X3.5mm规格管。
§4·2·2加热蒸气进口与二次蒸汽出口
各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。
d =
==0.0687m
所以取ф76X3.5mm规格管。
§4·2·3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
d =
==0.0525m
所以取ф65X3.5mm规格管。
第五章、蒸发装置的辅助设备
§5·1气液分离器
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。 在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D 0=D1；
D 1：D 2：D 3=1：1.5：2 H=D3 h=0.4~0.5D1
D 0--------二次蒸汽的管径，m D1--------除沫器内管的直径，m D 2--------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
D 0=
==0.103m
D 1=103mm D2=154.5mm D3=206mm H=206mm h=46.35mm
选取二次蒸汽流出管：φ114*4mm 除雾器内管：φ168*5mm 除雾器外罩管： φ245*6mm
§5·2蒸汽冷凝器
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
重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。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。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。 现采用多孔板式蒸汽冷凝器：
§5·2·1冷却水量V L
根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表可查得。
V L =
W V
x
V L -----冷却水量m 3/h； W V -----所需冷凝的蒸汽量，Kg/h
实际取
V L =
W V 968.428
⨯1.2=⨯1.2=22.61m 3h x 51.4
§5·2·2由计算可知, 进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D
D =
=0.298m
取D=300mm
(1) 淋水板数： D
§5·2·3 淋水板的设计
(2) 淋水板间距： L n +1=0. 6Ln L 末≥0.15m
又L 0=D+(0.15~0.3)m 取L 0=0.3+0.2=0.5m。
L 1=0.6*L0=0.6*0.5=0.3m L 2=0.6*L1=0.18m L 3=0.6*L2=0.108m
所以B '=0.8*0.3~0.9*0.3，取B '=0.25m，其余取B=0.3/2+0.05+0.2m。 (4)淋水板堰高h ： D=300mm
(6) 淋水孔数： 淋水孔冷却水流速u 0=ηϕ2gh , η=0. 95, ϕ=0. 80
∴u 0=0. 95⨯0. 80⨯2⨯9. 81⨯40⨯10-3=0. 67m s
V L 22. 61
n ===119
3. 143600⨯⨯d 2u 03600⨯⨯(1⨯10-2) 2⨯0. 67
44
考虑到长期操作易堵, 则: N1 =n*（1+12%）=134
最上一板孔数为 N 1 =n*（1+12%）=134 取整为134个
其他各板孔数为n =119⨯(1+5%)=125 取整为125个
§5·3泵的选型：
(1) (1) 真空泵
真空度为0.7atm, 真空泵排气量
V =V a +V b +V c +V d +V e
V a ---真空系统渗透空气量; V b ---蒸发过程中料液释放的不凝性气体量, 常可以忽略;
V c ---每小时冷却水能释放的空气量; V d ---蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值; V e ---不凝性气体机械夹带的生蒸汽量, 常忽略; V a =0.45kg/h ；V b =0
V c =2.5⨯10-2V L =2.5⨯10-2⨯22.61=0.565kg /h
V d =A (V a +V b +V c )=1.01⨯(0.45+0+0.565)=1.015kg/h V e =0
V =V a +V b +V c +V d +V e =.0.45+0+0.565+1.015+0=2.03kg /h
系列
(2)离心泵
q=F/ρ=4557.3/998.2=4.566m3/h 查IS 型单级单吸离心泵性能表： 选型号：IS50-32-125
流量：12.5m 3/h 扬程20m 转数：2900r/min 轴功率：1.13Kw 电机功率：2.2Kw 效率60% 必须汽蚀余量：2.0m
§5·4预热器的选型：
将4557.3Kg/h的10%NaOH溶液从20%加热到144.4.4ºC 。加热介质采用500Kpa 绝压的饱和水蒸气，冷凝液在饱和温度下排出：
（1） （1） 确定流体通入的空间：因加热介质是饱和蒸汽宜通入壳程NaOH 溶液通入
管内。
（2） （2） 确定流体的定位温度物性数据并选择列管式换热器的型式，饱和蒸汽压强
为500Pa, 绝压温度T=151.7ºC 。因是恒温，饱和蒸汽的定性温度下Tm=151.7ºC ，NaOH 的定性温度tw=0.5(20+144.4)=82.2 ºC. 。两流体的温度差Tm-tm=151.7-82.2=69.5ºC 两流体的温差大于50ºC ，故选用浮式列管换热器。
（3） （3） 计算热负荷Q ，按管内NaOH 溶液计：即
Q=Wc*Cp*（t2-t1）=4557.3/3600*3860.2*(144.4-20)=607900w
若忽略热损失，冷凝水又在饱和温度下排出，蒸汽的流量，可由热量恒算求得：Wh=Q/r=607900/2113200=0.288Kg/s
(4)计算平均温度差：
∆tm=[(T-t1)-(T-t2)]/ln[(T-t1)/(T-t2)]=43ºC
(5)选换热器规格：根据管外为水蒸汽冷凝来加热管内的NaOH 溶液（μ
2系数经验的范围为1160~4070。选Ko=1400W/（m . ºC ）
2 So=Q/（Ko*∆tm）=10。9m 所以选FA 系列浮头式换热器规格如下：
壳径D---------325mm
公称面积S---------10m 2
实际面积S-------13.2m 2
管长L------3m
管程数N-----2
管数n------〉6
管子排列方法--------正三角形排列
管子直径ф19*2mm
第六章 主要设备强度计算及校核
筒体厚度计算公式设计厚度σd =PD i
2[σ]t φ-P
P T [D i +δe ]≤0. 9σS 2δe φ t D φ[σ]i P 公式中, :设计压力; :焊缝系数::筒体内径; 材料的许用应力,MPa σ压力实验选用水压试验, 公式为
δe ---容器的有效厚度; φ---圆筒焊缝系数
σS ---设计温度下屈服极限 P T ---试验时容器承受压力;
分离室壳体材料选用A 3钢, 查表得设计温度下
t [σ]=113MPa ,P=1.05PW =1.05⨯344.1KPa=0.361MPa
0. 361*1200=2. 26mm 2⨯113⨯0. 85-0. 361
mm 最小厚度查取:D i ≤3800δd =
2⨯1200
1000
δd =3+C 1+C 2+=C +0. 8+1=4. 8mm
向上整和为 δd =5mm , δe =5-1. 8=3. 2=0. 5MPa δmin =
MPa 水压试验P T =1. 25P =1. 25⨯0. 361=0. 45125
所以强度符合 δT =P T [D I +δE ]0. 45125⨯(1200+3. 2) ==99. 8
封头选用椭圆型封头, 则厚度
δd =
为焊接方便取封头厚度和筒体厚度相等即:10mm PD i 0. 5⨯1200+c +c ==4. 93mm
§6·2加热室厚度校核
0. 361⨯1. 05⨯800=1. 28mm 2⨯113⨯0. 85-0. 361
取δmin =3mm 进行校核
P T =1.25⨯0.361=0.45125MPa δd =
P T (D i +δe ) 0. 45125⨯(900+5-1. 5) δT ===74. 92
即δT
所以水压实验强度符合要求查标准管，内径为900mm, 最小壁厚为10mm, 强度符合要求。
第七章 课程设计心得
时光荏苒，白驹过隙。转眼间，为期三周的化工原理课程设计就已经接近尾声了。回首望去，心情格外的开阔，感慨颇多。我忘不了和杨老师以及同学们一起度过的日日夜夜，忘不了我们组的几个人因为一个数据的来源而吵的面红耳赤，更忘不了看到一个个成果的喜悦………
首先，要感谢杨老师能给我们提供一个进行实践锻炼的舞台。以前我们学过的知识只不过是纸上谈兵，而化工原理课程设计却是以门综合性课程，它不仅要求我们对化工设计有基础的了解，而且还要对化工原理、化工机械基础、化工热力学等一系列知识能够进行综合的运用，同时也对计算机软件和编程提出了较高的要求。，
这次课程设计，我们小组共有5个人。作为组长，我首先对他们进行了分工：三个人负责计算，一各人负责编程，以各人负责画图。设计过程中，我们相互鼓励，相互帮助，发挥团队协作精神，齐心协力攻克了一个又一个难关，
我主要负责画图。开始，我一边自学Auto CAD，一边进行计算。一段时间后，我开始着手进行流程图的画图。由于是自学，所以边学边画，速度比较慢，错误也比较多。但是在自己的摸索和同学们的相互帮助下，我逐渐掌握了Auto CAD的各种基本操作。特别感谢杨老师，在我画图的过程中给与了大量的指导和鼓励，使我的图更加完善。现在看到自己设计的流程图和设备图，心中无比充实。想起自己为画图和设计而熬过的几个不眠之夜，心中由衷地感激值得！
这次设计，我不仅巩固了化工原理及相关知识，而且增强了团队的协作精神，同时也磨炼了意志。相信这次课程设计会让我们更加注意理论与实践的结合，成为我们人生中一笔宝贵的财富！
参考文献：
1、《化工原理课程设计》 天津大学 天津科学技术出版社
柴城敬 刘国维 李阿娜 编 P7~~P74 P186
2、《化工原理》 合肥工业大学 合肥工业大学出版社
崔鹏 魏凤玉 编 P114~~P190 P392~P395 P412
3、《化工工艺设计手册》上册 第一版（修订）
国家医药管理局上海医药设计院编 化学工业出版社 P385~P391
P671,P687, P654 ,P633 , P667,
4、《化学工程手册》第二版，上册第九篇蒸发，9-1~~9-20 化学工业出版社，时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编
5、《化工原理优化设计与解题指南》 阮奇
6、梁虎，王黎，朱平，多效蒸发系统优化设计研究。化学工程，1997，25？（6）；48~51
7、华南工学院化工原理教研组，化工过程设备设计，广州；华南工学院出版社；1987。86~92
8、韦鹤平，最优化技术[m]，上海；同济大学出版社，1987，119~108
9、阮奇，黄诗煌，叶长桑，陈文波，多效蒸发系统油画设计目标函数的建立与求解，计算机与应用化学，2001
10、时钧，汪家鼎，余国综，陈敏恒，化学工程，第二版，上卷，北京，化学工业出版社，1996，1`108
11、张瑞生，沈才大，化学系统工程基础，上海，华东化工学院出版社，1991.234`235
12、谭学富，李茂林，王红心等，氢氧化钠水溶液多效蒸发调优，沈阳化工学院学报，1997.11
（1），25`30
第一章 前言§1·1 概述`
第二章 蒸发工艺设计计算 §2·1蒸浓液浓度计算 §2·2溶液沸点和有效温度差的确定
§2·2·1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 / §2·2·2 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 §2·2·3 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失 §2·3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 §2·4 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数K 的确定 §2·5 温差的重新分配与试差计算 §2·5·1重新分配各效的有效温度差， §2·5·2重复上述计算步骤 §2·6计算结果列表
第三章 NaOH溶液的多效蒸发优化程序部分 §3·1 具体的拉格朗日乘子法求解过程 §3·2 程序内部变量说明 §3·3 程序内容： §3·4 程序优化计算结果 §3·5 优化前后费用比较 第四章 蒸发器工艺尺寸计算 §4·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·2 循环管的选择 §4·1·3 加热室直径及加热管数目的确定 §4·1·4 分离室直径与高度的确定 §4·2 接管尺寸的确定 §4·2·1 溶液进出 §4·2·2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 §4·2·3 冷凝水出口 第五章、蒸发装置的辅助设备 §5·1 气液分离器 §5·2 蒸汽冷凝器 §5·2·1 冷却水量 §5·2·2 计算冷凝器的直径 §5·2·3 淋水板的设计 §5·3泵选型计算 §5·4预热器的选型
第六章 主要设备强度计算及校核 §6·1蒸发分离室厚度设计 §6·2加热室厚度校核 第七章 小结与参考文献：
目 录
符号说明
希腊字母：
c ——比热容，KJ/(Kg.h) α――对流传热系数，Ｗ/m2.℃ d ——管径，m Δ――温度差损失， ℃ D ——直径，m η――误差，
D ——加热蒸汽消耗量，Kg/h η――热损失系数， f ——校正系数， η――阻力系数，
F ——进料量，Kg/h λ――导热系数，Ｗ/m2.℃ g ——重力加速度，9.81m/s2 μ――粘度，Pa.s h ——高度，m ρ――密度，Kg/m3
H ——高度，m k —— 杜林线斜率 K ——总传热系数，W/m2.℃ ∑――加和 L ——液面高度，m φ――系数 L ——加热管长度，m
L ——淋水板间距，m 下标：
n ——效数 1,2,3――效数的序号 n ——第n 效 0――进料的 p ——压强，Pa i ――内侧 q ——热通量，W/m2 m ――平均 Q ——传热速率，W o ――外侧
r ——汽化潜热，KJ/Kg p ――压强 R ——热阻，m2. ℃/W s ――污垢的 S ——传热面积，m2 w ――水的 t ——管心距，m w ――壁面的 T ——蒸汽温度，℃ u ——流速，m/s
U ——蒸发强度，Kg/m2.h 上标：
V ——体积流量，m3/h ′：二次蒸汽的
W ——蒸发量，Kg/h ′：因溶液蒸汽压而引起的 W ——质量流量，Kg/h 〞：因液柱静压强而引起的 x ——溶剂的百分质量, ％ ：因流体阻力损失而引起的
第一章 前言
§1·1概述
1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而次蒸汽。 2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。 3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: (1) (1) 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。
(2) (2) 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。
(3) (3) 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。 4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
本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ：
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。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内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，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有" 标准蒸发器" 之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为1～2m ；加热管径多为25～75mm 之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.4～0.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。
第二章 蒸发工艺设计计算
§2·1蒸浓液浓度计算
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。
（1） （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷
凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。
（2） （2） 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。
（3） （3） 根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温
差。
（4） （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。
（5） （5） 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。
3.5⨯104⨯103
F=320⨯24=4557.3kg/h
X 00. 1
总蒸发量:W=F⨯(1- X 3)=4557.3⨯(1-0. 3)=3038.2kg/h 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出, 可设W 1:W2:W3=1:1.1:1.2
而W=W1+W2+W3=3038.2kg/h 由以上三式可得:W1=920.7kg/h;
W 2=1012.7kg/h; W 3=1104.8kg/h;
F ⨯X 0F ⨯X 0
X 1=F -W 1=0.125; X2= F -W 1-W 2=0.174;X3=0.3
§2·2溶液沸点和有效温度差的确定
设各效间的压强降相等，则总压强差为：
∑∆P =P-P
1
/
K =501.3-30.4=470.9KPa
/
P 1-P K
n ∆P=
式中 ∆P ---各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差KPa ，
1 ----第一次加热蒸气的压强KPa P
P /K -----末效冷凝器中的二次蒸气的压强KPa
各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强
即P 1/=P1-∆Pi=501.3-470.9/3=344.3KPa
P 2/ =P1-2∆Pi=501.3-2⨯470.9/3=187.4KPa P 3/=Pk /=30.4KPa
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:
∆t =(T -T 有效总温度差∑
1
/
K
) -∑∆
式中
∑∆t -----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。
T 1-----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，℃，
/
//
///
§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失∆/
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。在以水的沸点为横坐标，该溶液的沸点为纵坐标并以溶液的浓度为参数的直角坐标图上，可得一组直线，称为杜林直线。附录五位NaOH 水溶液的杜林线图。利用 杜林线图，可根据溶液的浓度及实际压强下水的沸点查出相同压强下溶液的沸点，从而可以
/
得出 △值。
根据杜林规则也可以计算液体在各种压强下沸点的近似值。此法的义举世：某液体在两种不同压强下两沸点之差（t A 1-t A 2），与水灾同样压强喜爱；两沸点之差（t B 1-T B 2），
A 其比值为一常数，即（（t A 1-t A 2）/ （t B 1-T B 2）=k ，求得k 值，其他任意压强下的沸点t '可一由下式求得，即
t 'A =t A 1-k (t B 1-T B 2) ；
所以，不要杜林线图也可以计算出溶液的 △值。
我们的设计是根据Ti/(即相间压强下水的沸点) 和各效完成液浓度x i 由附录 NaOH 水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点t Ai 分别为:
t A1=143.8℃; tA2=126.2℃; tA3=84.8℃; 则 ∆1=143.8-138.2=5.6℃ ∆2=126.2-117.9=8.3℃ ∆3=84.8-66.8=18.0℃
/∆ 所以∑=5.6+8.3+18.0=31.9℃
§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失
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，器内溶液需维
持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失∆''，为简便起见，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算：
///
/
ρgL
p m =p/+2
式中 p m —蒸发器中 液面和底层的平均压强，pa
p /—二次蒸气的压强，即液面处的压强，，pa ρ—溶液的平均密度， L -液层高度 g-重力加速度，
ρgL
根据p m =p/+2取液位高度为1米 由 NaOH 水溶液比重图可得下列数据: NaOH 水溶液密度(Kg/m3)
ρ1=1089.4, ρ2=1142.9, ρ3=1283.7
1089.4⨯9.81⨯1
2⨯103P m1=344.3+=349.6KPa
1142.9⨯9.81⨯1
2⨯103 P m2=187.4+=193.0KPa 1283.7⨯9.81⨯1
2⨯103 P m3 = 30.4+=36.7KPa
根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为: T
/
pm 1=138.8℃
; T
/
/
pm 2=118.9℃; Tpm 3=72.2℃
'根据 ∆''= t pm -t p
式中 t pm --根据平均压强求取的水的沸点℃，t p --根据二次蒸气压强求得水的沸点℃
"
所以∆1= T
'
/
pm 1- T1
"
/
=138.8-138.2=0.6℃
/
pm 2- T2
/
∆2= T
"
∆3= T
=118.9-117.9=1.0℃
/
/
pm 3-T 3
=72.2-66.8=5.4℃
∑∆' ' =0.6+1.0+5.4=7.0℃
§2·2·3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失
由于管道流体阻力产生的压强降所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次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∆'''，根据经验其值可以省略。
∑∆' ' ' =0℃
根据以估算的各效二次蒸汽压强t 1'及温度差损失△，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t 所以总的温度差损失为
∑∆=∑∆+∑∆' ' + ∑∆' ' ' =31.9+7.0+0=38.9 ℃
/
溶液的沸点t i =Ti /+∆i
∆1=∆1+∆1+∆1=5.6+0.6+0=6.2℃
//////
∆=∆+∆+∆=8.3+1.0+0=9.3℃ 2222
//////
∆=∆3+∆33+∆3=18.0+5.4+0=23.4℃
所以各效溶液沸点：
t 1=138.2+6.2=144.4℃， t 2=117.9+9.3=127.2℃ ， t 3=66.8+23.4=90.2℃
/
//
///
§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算
第i 效的焓衡算式为：
Q i =Dr i i =(Fc p 0-Wc 1pw -W 2c pw -..... -W i -1c pw ) ⨯(t i -1-t i ) +Wr i
有上式可求得第i 效的蒸发量W i . 若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数η一般溶液的蒸发，η可取得0.94-0.7△x （式中△x 为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。 第i 效的蒸发量W i 的 计算式为
r i t -t
+(Fc p 0-W 1c pw -W 2c pw -..... -W i -1c pw ) i -1i ]r i 'r i '
式中 D i ------第i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时D i = W i -1 W i =ηi [D i
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
c p 0-----------原料液的比热 c pw ---------水的比热
t i ，t i -1--------分别为 第i 效及第i-1效溶液的沸点
ηi -----------第i 效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式
并与式（3-2）联解而求得。
η1[D 1
第一效的焓衡量式为:W1=
r 1r 1
/
+Fc p 0
t 0-t 1r 1
/
]
由相关手册查得c p0=3.8644KJ/(Kg.℃) ，c pw =4.2035 KJ/(Kg.℃) 代入
η1=0.94-0.7(0.125-0.1) =0.9225
r 1
η1D 1
W 1=
同理第二效的热衡算式为:
2112.9
r 1=0.9225D12154.1 (a)
/
η2[W 1
W 2=所以 W 2=
r 1t -t +(Fc p 0-Wc pw ) 1/2r 2r 2]
η2=0.94-0.7(0.174-0.125)=0.9057
2154.1144.4-127.2+(4557.3⨯3.8644-W 1⨯4.2035) ]=0.8580W 1+124.85
2197.52197.5
0.9057[W 1
第三效的热衡算式为:
η3[W 2
W 3=
r 3r 3
/
+(Fc p 0-W 1c pw -W 2c pw )
t 2-t 3r 3
/
]
η3=0.94-0.7(0.3-0.174) =0.8518
W 3=
=0.7456 W2-0.0568W 1+237.93 (c)
又W 1+ W2+ W3=3038.2 (d) 联立(a),(b),(c),(d)式, 解得: W 1=1057.9Kg/h W 2=1032.6Kg/h W 3=947.7Kg/h D 1= 1169.0 Kg/h
0.8518[W 2
2197.5127.2-90.2
+(4557.3⨯3.8644-4.2035W 1-4.2035W 2) ⨯]
2332.82332.8
§2·4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数
K 的确定
任意一效的传热速率方程为
Q i
S i =K i ∆t i
式中 Q i ---第i 效的传热速率，W 。 K i ----第i 效的传热系数，W/（m 2, ℃）. ∆t i ---第i 效的传热温度差，℃ S i-------第i 效的传热面积，m 2
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 S1=S3=S3=S
若求得的传热面积不相等，应根据各效面积相的原则重新分配各校的有效温度差。方法如下：
总的传热系数K ；
K 0=
1
d d 1b d
+R S 0+⋅0+R Si 0+0α0λd m d i αi d i 称为公式（A ）
式中 α0，αi ---管外蒸汽冷凝传热系数与管内液体沸腾传热系数
R S 0，R Si ----管外和管内的污垢热阻，λ-----管壁的导热系数，
b ----管壁的厚度， d 0，d m ，d i -----加热管的外径、平均直径与内径，
计算K0值主要在于求取关内溶液的沸腾传热系统 。该值受溶液的性质、蒸发器的
类型、沸腾传热的形式伊基蒸发操作的条件等许多因素的影响。因此，一般沸腾传热膜系数关联式的准确度较差。
Q 1=D1r 1=984.3⨯2113=1.94⨯10Kg/h
6
∆t 1=T1-t 1=151.8-145.8=6.0℃ K 0=
1+R S 0
1
d d b d
+⋅0+R Si 0+0λd m d i αi d i
α0
-4-4
查得R S0=0.86×10m 2 .K/W , RSi =3.44×10m 2K/W,λ=17. 4W /m ⋅K
取规格为φ38⨯2.5mm 的加热管
则d 0=38mm,di =38-2.5⨯2=33mm,dm =35.4mm ,b=2.5mm 第一效：
α0蒸汽在垂直管外的冷凝对流传热系数
假设壁温tw 1=150℃，特性温度t=（151.8+150）/2=150.9℃，∆t =151.8-150=1.8℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6839W /m ⋅K ，密度 ρ=916.14Kg/m3 ，粘度μ=0.1848
-3
×10，又r =2112.9Kj/Kg
233
ρ2g λ3r 4916.14⨯9.81⨯0.6839⨯2112.9⨯101. 13⨯() ⨯(
α01=μl ∆t 2⨯0.1848⨯10-3⨯1.8=1.13) 0.25=10806.6
1
W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验算:Re=r μ=398.5
由经验公式:
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr (*)
其中, ：σL --- 沸腾液体与其蒸汽间的表面压力,N/m;λL ----液体的导热系数,W/ m.k; P-----二次蒸汽压力,Pa; c L ------液体的比热 ,J/Kg.K; r -----液体的汽化潜热J/Kg;
ρL ----液体的密度Kg/m3;
ρr -----蒸汽的密度Kg/m3 μL ----- 液体的动力粘度Pa s;
μ*-----水的动力粘度Pa.s; ∆t w -----管壁与沸腾液体间的传热温差K;
C -----与表观液面高度百分比h 有关的系数;
h:-----加热管内含纯液柱高度占总管长的百分比;
对一效查得：σL =0.07943 N/m，P =344.3K Pa ，C=0.33，c L =3813.1J/Kg.K; λL
=0.7036W/ m.k; r =2154.1KJ/Kg;
ρL =1090.5Kg/m3; ρr =1.87807Kg/m3; μ*=0.1944×
-3-3
10Pa.s; μL =0.5345×10Pa s; ∆t w =150-144.4=5.6K;
带入上式解得： 带入 公式（A ）
αi 1=5903.9W /m ⋅K
得K 1=1082.3W /m ⋅K
检验t w ，α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =149.9℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 1=1082.3W /m ⋅K
第二效：
假设tw=135℃，特性温度t=（135+138.2）/2=136.6℃，∆t =138.2-135=3.2℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6853W /m ⋅K ，密度 ρ=929.06Kg/m3 ，粘度μ=0.2068×-3
10Pa s，又r =2145.1Kj/Kg
ρ2g λ3r 4
1. 13⨯() αμl ∆t 由公式： 02 =得
929.062⨯9.81⨯0.68533⨯2145.1⨯103
α02=1.13⨯(2⨯0.2068⨯10-3⨯3.2) 0.25=9221.7W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证： Re=r μ=529.9
由经验公式:
1
因为t=（135+127.2）/2=131.1℃ 对二效查得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr
σL =0.08359 N/m，P=187.4 KPa ，C=0.33，c L =3738.0J/Kg.K; λL
*
3; ρ3; μρL r =0.7090W/ m.k; r =2197.5KJ/Kg; =1142.4Kg/m =1.06027Kg/m =0.2233×
-3-3
10Pa.s; μL =0.6925×10Pa s; ∆t w =135-127.2=7.8 K;
带入上式解得： 带入 公式（A ）
αi 2=5443.8W /m ⋅K
得K 2=1045.7W /m ⋅K
αi
检验t w ，α0带入数据解得t w =135.3℃， 重新假设t w =135.3℃，
所以 t=(135.3+138.2)/2=136.25℃
△ △ t=138.2-135.3=2.9℃ 由t=136.25℃查得
r =2154.1Kj/Kg
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
λ=0.6853W /m ⋅K ，密度 ρ=928.93Kg/m3 ，粘度μ=0.2065×10-3Pa s ，又
1
ρ2g λ3r 41. 13⨯() αμl ∆t 根据式 02 =得： α02 =9454.3 W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证：验证： Re=r μ=493.1
所以α02=9454.1W /m ⋅K
因为t=（135.3+127.2）/2=131.25℃
σL =0.08359 N/m，P=187.4 KPa ，C=0.33，c L =3738.0J/Kg.K; λL
*
=0.7090W/ m.k; r =2197.5KJ/Kg; ρL =1142.4Kg/m3; ρr =1.06027Kg/m3; μ=0.2233×-3-3
10Pa.s; μL =0.6925×10Pa s; ∆t w =135.3-127.2=8.1K;
对二效查得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅()
r μL 10ρr 根据公式：λL P
得 αi 2=5653.1W /m ⋅K
由公式（A ）
计算得到 K 2=1057.3W /m ⋅K
检验t w α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =135.2℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 2=1057.3W /m ⋅K
第三效
4αl ∆t ρ2g λ3r 4
1. 13⨯()
μl ∆t 根据式 α03 = ， Re
假设tw 3=110℃，特性温度t=（117.9+110）/2=113.95℃，∆t =112.9-110=7.9℃，由t 值查得冷凝液的导热系数 λ=0.6846W /m ⋅K ，密度 ρ=947.88Kg/m3 ，粘度μ=0.2503×
-3
10Pa s，又r =2197.5Kj/Kg
1
ρ2g λ3r 4
1. 13⨯() αμl ∆t 由公式： 03 =得
947.882⨯9.81⨯0.68463⨯2197.5⨯103
α03=1.13⨯(2⨯0.2503⨯10-3⨯7.9) 0.25=7114.6W /m ⋅K ；
4αl ∆t
验证： Re=r μ=817.5
由t=（110+90.2）/2=100.1℃
1
σL =0.0855 N/m，P=30.4 KPa ，C=0.33，c L =3638.30J/Kg.K; λL
*
=0.7090W/ m.k; r =2332.8KJ/Kg; ρL =1275Kg/m3; ρr =0.19326Kg/m3; μ=0.2832×-3-3
10Pa.s; μL =1.555×10Pa s; ∆t w =110-90.2=19.8K;
对三效查得：经验公式:
带入上式解得：
αi σL ∆t w ⋅c L ρL 0. 5μ*0. 25
=C ⋅⋅(3) ⋅() λL P r μL 10ρr
αi 3=4383.8W /m ⋅K
带入 公式（A ） 得K 3=961.6W /m ⋅K
检验t w α0
t 0-t w t -t
=w i
+R s 0+R si
αi
带入数据解得t w =110.0℃，
与假设基本相同，故不必重算。所以K 3=961.6W /m ⋅K
即K 1=1082.3W /m ⋅K ,K 2=1057.3W /m ⋅K ,K 3=961.6W /m ⋅K 。因为参数太多，值查的
不准，计算的K 值差别不大，优化效果不明显，故用经验值，K 1=1860W /m ⋅K ,K 2=1280W /m ⋅K ,K 3=700W /m ⋅K 分别带入公式：
D i r i
S i =∆t i K i 得到
D 1r 11169.0⨯2112.9⨯103/3600
=49.85
S 1=∆t 1. K 1=1860⨯(151.8-144.4) m 2
D 2r 21057.9⨯2154.1⨯103/3600
=44.96m 2
1280⨯(138.2-127.2) S2=∆t 2. K 2=
D 3r 31032.6⨯2197.5⨯103/3600
=32.5
700⨯(117.9-90.2) S3= ∆t 3. K 3=m 2 s min 32.51
=1-=0.3478s 49.85误差为： 1-- max
误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。
§2·5温差的重新分配与试差计算
§2·5·1重新分配各效的有效温度差， S 1∆t 1+S 2∆t 2+S 3∆t 3
∑∆t 平均传热面积:S==38.26m2
重新分配有效温度差:
S 149.85⋅∆t 1⨯7.4=9.64
∆t 1=S 38.26=℃
S 244.96⋅∆t 2⨯11=12.93/
∆t 38.26S 2= =℃
S 332.51⋅∆t 3⨯27.7=23.53/
∆t 3=S =38.26℃
§2·5·2重复上述计算步骤： §2·5·2·1由所求各效蒸汽量求各效溶液浓度
F ⨯X 04557.3⨯0.10
==0.130F -W 4557.3-1057.91X 1=;
/
F ⨯X 04557.3⨯0.10
==0.185
X 2= F -W 1-W 24557.3-1057.9-1032.6， X 3=0.3，
§2·5·2·2计算各效溶液沸点
末效溶液沸点和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
/
t ∆t 33液的沸点=90.2.而 =23.53℃, 则第三效加热蒸汽温度（即第二效二次蒸汽温
度）为 T3=T 2=90.2+23.53=113.75℃,
/
由于第二效二次蒸汽温度为T 2=113.75℃, 再由X 2=0.185查杜林曲线得:tA2=121.74℃,
所以t 2= tA2+∆t 2=121.74+1.0=122.74℃
/∆t 同理：由t 2=122.74℃ ，2=12.93℃
则 T2= T1 = t2+∆t 2=122.74+12.93=135.67℃
/
再由 T1 =135.67℃，X 1=0.130， 查杜林曲线得: tA1=141.62℃
/
/
/
/
t1 =141.62+0.6=142.22℃；也可以由 t1 = T1-∆t 1=151.8-9.64=142.16 ℃ 说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效温度差为 46.1 ℃
/
/ 第一效： η1 =0.94－0.7×（0.130－0.10）=0.919
2112.9D 1
W 1=0.9192161.3Kg/h
第二效： η2=0.94-(0.185-0.130) ⨯0.7=0.9015
⨯
W 2=
0.9015⨯[
2161.3142.22-122.74
W 1+(3864.4⨯4557.3-4023.5W 1) ⨯]=139.17+0.8445W 1 Kg/h2222.32222.3-103
第三效： η1=0.94－0.7×(0.30－0.185)=0.8595
2222.3122.74-90.2
W 1 +(3864.4⨯4557.3-4023.5W 1-4023.5W 2) ⨯
2332.8Kg/h W 3=0.859 5[]2332.8
W 3=211.14－0.0482 W 1+ 07705W2
因为： W 1+ W2+ W3=3038.2Kg/h
得： W 1=1047.1Kg/h ， W 2=1023.4Kg/h
W 3 =967.7 Kg/h ， D=1165.4Kg/h
与第一次热量恒算所得结果：
W 1=1057.9Kg/h，W 2=1032.6Kg/h， W 3 =947.7Kg/h
比较并计算误差得
η1=0.0103， η2=0.009， η3=0.0021
相对误差均在误差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。
§2·5·2·4计算各效传热面积
D 1r 1
1165.4⨯2112.9⨯103/3600
=38.152
∆t K 1860⨯9.64S 1=1. 1= m
W 1r 21023.4⨯2161.3⨯103/3600
=37.122
∆t K 1280⨯12.932. 2= S 2= m
W 2r 2967.7⨯2222.3⨯103/3600
=36.272
∆t K 700⨯23.532. 2 S 3== m
S min
误差计算得： 1-S max =1－36.27/38.15=0.049
所以误差允许取平均面积的S=37.18m2
i 12223 k 3第三章 NaOH 溶液的多效蒸发优化程序部分
§3·1 具体的拉格朗日乘子法求解过程
具体的拉格朗日乘子法求解过程如下：
（1）先输入笔算得相关数据（与优化计算的过程相比可视为常量的或者不变的量）a0=0.018
b0=0.000146,B=40000，c0=4180,c1=0.5,c2=1,c=0，e=0.00001,f=4557.3,fc=0.15，k1=1860,k2=1280,k3=700，o=7680,p=1000, R0=2112.9,r3=2332.8,y=0.6,
x0=0.1, x3=0.3,t0=20, t3=66.8,T1=151.8,Tk=66.8,Tpm[3]={138.8,118.9,72.2}, Ta[3]={143.8,126.2,84.8},T[3]={138.2,117.9,66.8};
（2） （2） 根据公式w=f*(1-x0/x3);计算总的蒸发量
（3） （3） 根据Tpm[3]，Ta[3]，T[3]德具体数值计算相关量b 视为不便的量。 （4） （4） 在输入笔算的第一效和第二效蒸气的汽化潜热为程序内部循环作准
备
（5） （5） 根据公式w1=w/(1+r1/r2+r1/r3);w2=w/(1+r2/r1+r2/r3);w3=w-w1-w2;
D1=w3*r3/R0;计算分别算出各效蒸发量并求出生蒸汽的量
（6） （6） 根据公式x1=f*x0/(f-w1);x2=f*x0/(f-w1-w2);进一步求出第一效和第
二效的浓度
（7） （7） 根据根据拉格朗日乘子法，求出各效温度差损失dt1、dt2、dt3。 (8)利用经验公式R1=(2466904.9-1584.3*T1-4.9*T1*T1)/1000;
R2=(2466904.9-1584.3*t1-4.9*t1*t1)/1000;求变化后的第一效和第二效蒸气的汽化潜热。当满足条件时退出循环并开始计算面积，同时求出费用，如果不满足条件就自动传递变量第一效和第二效蒸气的汽化潜热，重新进入循环直至满足条件
（9）分别计算年生蒸汽费用，蒸发器年折旧维修费用和整孔系统费用。并考虑节省的费用。
§3·2 程序内部变量说明
程序内部变量说明：
a0------计算年蒸汽费用时的常量0.018, a--------双精度变量,
A[3]----面积的一维变量, b------计算年蒸汽费用时的常量00.000146,
b--------双精度变量, B--------蒸发器用不锈钢市场钢材价格,40000, c0--------水的比热容, c1---------电费0.5, c2-------动力费附加系数, c----------双精度变量,,
d---------双精度变量, D1-------生蒸汽-双精度变量 dt1,dt2,dt3,------分别为温度差变量 e------循环控制常量0.00001, E---------双精度变量, f----------溶液流量, fc-------蒸发器念折旧及维修率0.15, h---------双精度变量,
H[3]--------增资系数的一维变量, k1,k2,k3-------各效总的传热系数 L---------双精度变量, M---------双精度变量, N---------双精度变量, m---------双精度变量,
n---------双精度变量, o---------蒸发器年工作时间7680, p---------水的通常密度, R0---------生蒸汽的汽化潜热, r1,r2,r3--------各效汽化潜热的双精度变量, w-------总的蒸发量, w1,w2,w3-------各效蒸发量, vw --------双精度变量,
y----------泵的效率, j,j1,j2,j3-------------费用的双精度变量， t0---------------冷凝水的进口温度20, t1,t2,t3-------------各效的溶液的沸点, T1------------生蒸汽的温度, Tk---------------冷凝器的蒸汽温度, R1,R2-------第一效和第二效蒸气的汽化潜热双精度变量 x0,x1,x2,x3---------原料液浓度和各效内部的浓度,
Tpm[3]---------溶液静平均压强对应的饱和温度的一维变量, Ta[3]-----------由杜林曲线查出的各小溶液沸点的一维变量, T[3]-------------二次蒸汽温度的一维变量;
§3·3程序内容：
#include
#include main() {int i;
double a0=0.018,a,A[3], b0=0.000146,b,B=40000, c0=4180,c1=0.5,c2=1,c=0, d=0,D1,dt1,dt2,dt3, e=0.00001,E,f=4557.3,fc=0.15,h,H[3], k1=1860,k2=1280,k3=700, L,M=0,N,m,n,o=7680,p=1000, R0=2112.9,R1,R2,r1,r2,r3=2332.8, w,w1,w2,w3,vw,y=0.6, j,j1,j2,j3, x0=0.1,x1,x2,x3=0.3, t0=20,t1,t2,t3=66.8, T1=151.8,Tk=66.8,Tpm[3]={138.8,118.9,72.2}, Ta[3]={143.8,126.2,84.8},T[3]={138.2,117.9,66.8}; for(i=0;i
c+=Ta[i]-T[i]; d+=Tpm[i]-T[i]; }
b=T1-Tk-c-d;
scanf("%f,%f",&r1,&r2); w=f*(1-x0/x3); for( ; ; ) {
w1=w/(1+r1/r2+r1/r3); w2=w/(1+r2/r1+r2/r3); w3=w-w1-w2;
D1=w3*r3/R0; x1=f*x0/(f-w1); x2=f*x0/(f-w1-w2); m=D1*R0/k1; n=w1*r1/k2; h=w2*r2/k3;
a=sqrt(m)+sqrt(n)+sqrt(h); dt1=b*sqrt(m)/a; dt2=b*sqrt(n)/a; dt3=b*sqrt(h)/a;
R1=(2466904.9-1584.3*T1-4.9*T1*T1)/1000; t1=t3+dt3+dt2;
R2=(2466904.9-1584.3*t1-4.9*t1*t1)/1000; if(fabs((R1-r1)/r1)
t1=T1-dt1; t2=t3+dt3;
printf("xiang guan shu ju :\n");
printf("D1=%f,\nw=%f,w1=%f,w2=%f,\nR1=%f,R2=%f,\ndt1=%f,dt2=%f,dt3=%f,\nT1=%f,t1=%f,t2=%f,t3=%f,\nx0=%f,x0=%f,x1=%f,x2=%f,x3=%f\n", D1,w,w1,w2,w3,R1,R2,dt1,dt2,dt3,T1,t1,t2,t3,x0,x1,x2,x3); printf("xia mian ji suan mian ji :\n"); A[0]=m/dt1/3.6; A[1]=n/dt2/3.6; A[2]=h/dt3/3.6;
printf("mian ji shi :\n");
printf("A[0]=%f,\nA[1]=%f,\nA[2]=%f",A[0],A[1],A[2]); printf("\nji suan fei yong :\n"); j1=o*D1*(a0+b0*T1)/10000; for(i=0;i
else if(A[i]100) H[i]=1.2; else H[i]=1.5; } for(i=0;i
printf("%f,%f\n",A[i],H[i]); for(i=0;i
M+=(4400+B-620)*1.2*(0.667+0.0287*A[i])*H[i]; j2=fc*M/10000;
vw=w3*(r3*1000+c0*5)/p/c0/(Tk-5-t0)/3600; j3=c1*c2*o*(21+1450*vw*vw)*vw*p/102/y/10000; j=j1+j2+j3;
printf("j=%f,\nj1=%f,\nj2=%f,\nj3=%f\n",j,j1,j2,j3); L=j1/j; E=j2/j; N=j3/j;
printf("L=%f,E=%f,N=%f\n",L,E,N); return;}
§3·4 程序优化计算结果
程序运行结果：
D1=1069.216649,w=3038.200000,w1=1068.914989,w2=1000.496284,w3=968.427580,
A[0]=28.070734,A[1]=33.838044,A[2]=45.757387,Dt1=12.019197.Dt2=14.488617, Dt3=19.592186,R1=2113.496284；R2=2257.212455； 优化后的：
总的费用：J=37.469867万元, 各种费用所占的比例： 年生蒸汽费用：J1=32.980020万元, L=0.880174, 蒸发器年折旧维修费用：J2=4.011927万元, E=0.107071 真空系统费用：J3=0.477921万元, N=0.012755
§3·5 优化前后费用比较
等面积的各项费用：
总的费用：J’=40.6329万元 各种费用所占的比例： 年生蒸汽费用：J1’=35.9468万元, L’=0.8847 蒸发器年折旧维修费用：J2’=4.0988万元 E’=0.1009 真空系统费用：J3’=0.5873 万元 N=0.01445
两者比较：
总的节省费用： J0=J’-J=40.6329-37.469867=3.1631万元， 节省费用比例:7.78%
年生蒸汽费用：J10=J1’-J1=35.9486-32.980020=2.9668万元, L0=0.9379,
年折旧维修费用:J20=J2’-J2=4.0988-4.0119=0.0869万元, E0=0.02747, 真空系统费用：J30=J3’-J3=0.5873-0.4779=0.1094万元 , N0=0.03459,
第四章 蒸发器工艺尺寸计算
蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象） 我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。
§4·1 加热管的选择和管数的初步估计
§4·1·1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=2M，φ38*2.5mm
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 ' =
S 28.071
=
π*d 0*(L -0.1) π*38*10-3*(2-0.1) =124（根）
2
式中S=----蒸发器的传热面积，m ，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）；
d 0----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.
§4·1·2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考虑的。我们选用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%。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则
π
4
D 1=(40%~100%)*n ' *
π
4
*d i
mm
所以
D 1=d i ==329
对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为：φ377⨯10mm 循环管管长与加热管管长相同为2m 。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n 和n’相差不大。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。
§4·1·3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：
确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc ，管子安正三角形排列时，
；其中n 为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b’,式中b’=(1—1.5)d 0. 然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n 必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
由于加热管的外径为38mm ，可取管心距为48mm ；以三角形排列计
算
n c ===13，b’=(1—1.5)d 0=1.5*d0，
Di=t(nc-1)+2b’=48*（13-1）+2*38*1.5=690mm，选取加热室壳体内径为800mm 鄙厚为12mm ；
§4·1·4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：
3
式中V-----分离室的体积，m ; W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h;
3 ，33
P-----某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m U-----蒸发体积强度，m /(m*s);
33
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 m/(m*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
W
3600*ρ*U
4取其中较大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合关系，确定高度
与直径应考虑一下原则：
（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。
33
（3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取分离室中U=1.2m/（m *s）；
V =
π
*D 2*H
V =
W 1068. 95
=
3600**ρU 3600*2656*1. 2
0. 093
m 。H=1.8m，，D=1.2m
3
§4·2接管尺寸的确定
d =
流体进出口的内径按下式计算
式中 s -----流体的体积流量 m/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。
V
3
§4·2·1溶液进出口
于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据
第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为0.8 m/s；
d =
==0.0435m
所以取ф57X3.5mm规格管。
§4·2·2加热蒸气进口与二次蒸汽出口
各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。
d =
==0.0687m
所以取ф76X3.5mm规格管。
§4·2·3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
d =
==0.0525m
所以取ф65X3.5mm规格管。
第五章、蒸发装置的辅助设备
§5·1气液分离器
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。 在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D 0=D1；
D 1：D 2：D 3=1：1.5：2 H=D3 h=0.4~0.5D1
D 0--------二次蒸汽的管径，m D1--------除沫器内管的直径，m D 2--------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
D 0=
==0.103m
D 1=103mm D2=154.5mm D3=206mm H=206mm h=46.35mm
选取二次蒸汽流出管：φ114*4mm 除雾器内管：φ168*5mm 除雾器外罩管： φ245*6mm
§5·2蒸汽冷凝器
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
重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。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。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。 现采用多孔板式蒸汽冷凝器：
§5·2·1冷却水量V L
根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表可查得。
V L =
W V
x
V L -----冷却水量m 3/h； W V -----所需冷凝的蒸汽量，Kg/h
实际取
V L =
W V 968.428
⨯1.2=⨯1.2=22.61m 3h x 51.4
§5·2·2由计算可知, 进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D
D =
=0.298m
取D=300mm
(1) 淋水板数： D
§5·2·3 淋水板的设计
(2) 淋水板间距： L n +1=0. 6Ln L 末≥0.15m
又L 0=D+(0.15~0.3)m 取L 0=0.3+0.2=0.5m。
L 1=0.6*L0=0.6*0.5=0.3m L 2=0.6*L1=0.18m L 3=0.6*L2=0.108m
所以B '=0.8*0.3~0.9*0.3，取B '=0.25m，其余取B=0.3/2+0.05+0.2m。 (4)淋水板堰高h ： D=300mm
(6) 淋水孔数： 淋水孔冷却水流速u 0=ηϕ2gh , η=0. 95, ϕ=0. 80
∴u 0=0. 95⨯0. 80⨯2⨯9. 81⨯40⨯10-3=0. 67m s
V L 22. 61
n ===119
3. 143600⨯⨯d 2u 03600⨯⨯(1⨯10-2) 2⨯0. 67
44
考虑到长期操作易堵, 则: N1 =n*（1+12%）=134
最上一板孔数为 N 1 =n*（1+12%）=134 取整为134个
其他各板孔数为n =119⨯(1+5%)=125 取整为125个
§5·3泵的选型：
(1) (1) 真空泵
真空度为0.7atm, 真空泵排气量
V =V a +V b +V c +V d +V e
V a ---真空系统渗透空气量; V b ---蒸发过程中料液释放的不凝性气体量, 常可以忽略;
V c ---每小时冷却水能释放的空气量; V d ---蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值; V e ---不凝性气体机械夹带的生蒸汽量, 常忽略; V a =0.45kg/h ；V b =0
V c =2.5⨯10-2V L =2.5⨯10-2⨯22.61=0.565kg /h
V d =A (V a +V b +V c )=1.01⨯(0.45+0+0.565)=1.015kg/h V e =0
V =V a +V b +V c +V d +V e =.0.45+0+0.565+1.015+0=2.03kg /h
系列
(2)离心泵
q=F/ρ=4557.3/998.2=4.566m3/h 查IS 型单级单吸离心泵性能表： 选型号：IS50-32-125
流量：12.5m 3/h 扬程20m 转数：2900r/min 轴功率：1.13Kw 电机功率：2.2Kw 效率60% 必须汽蚀余量：2.0m
§5·4预热器的选型：
将4557.3Kg/h的10%NaOH溶液从20%加热到144.4.4ºC 。加热介质采用500Kpa 绝压的饱和水蒸气，冷凝液在饱和温度下排出：
（1） （1） 确定流体通入的空间：因加热介质是饱和蒸汽宜通入壳程NaOH 溶液通入
管内。
（2） （2） 确定流体的定位温度物性数据并选择列管式换热器的型式，饱和蒸汽压强
为500Pa, 绝压温度T=151.7ºC 。因是恒温，饱和蒸汽的定性温度下Tm=151.7ºC ，NaOH 的定性温度tw=0.5(20+144.4)=82.2 ºC. 。两流体的温度差Tm-tm=151.7-82.2=69.5ºC 两流体的温差大于50ºC ，故选用浮式列管换热器。
（3） （3） 计算热负荷Q ，按管内NaOH 溶液计：即
Q=Wc*Cp*（t2-t1）=4557.3/3600*3860.2*(144.4-20)=607900w
若忽略热损失，冷凝水又在饱和温度下排出，蒸汽的流量，可由热量恒算求得：Wh=Q/r=607900/2113200=0.288Kg/s
(4)计算平均温度差：
∆tm=[(T-t1)-(T-t2)]/ln[(T-t1)/(T-t2)]=43ºC
(5)选换热器规格：根据管外为水蒸汽冷凝来加热管内的NaOH 溶液（μ
2系数经验的范围为1160~4070。选Ko=1400W/（m . ºC ）
2 So=Q/（Ko*∆tm）=10。9m 所以选FA 系列浮头式换热器规格如下：
壳径D---------325mm
公称面积S---------10m 2
实际面积S-------13.2m 2
管长L------3m
管程数N-----2
管数n------〉6
管子排列方法--------正三角形排列
管子直径ф19*2mm
第六章 主要设备强度计算及校核
筒体厚度计算公式设计厚度σd =PD i
2[σ]t φ-P
P T [D i +δe ]≤0. 9σS 2δe φ t D φ[σ]i P 公式中, :设计压力; :焊缝系数::筒体内径; 材料的许用应力,MPa σ压力实验选用水压试验, 公式为
δe ---容器的有效厚度; φ---圆筒焊缝系数
σS ---设计温度下屈服极限 P T ---试验时容器承受压力;
分离室壳体材料选用A 3钢, 查表得设计温度下
t [σ]=113MPa ,P=1.05PW =1.05⨯344.1KPa=0.361MPa
0. 361*1200=2. 26mm 2⨯113⨯0. 85-0. 361
mm 最小厚度查取:D i ≤3800δd =
2⨯1200
1000
δd =3+C 1+C 2+=C +0. 8+1=4. 8mm
向上整和为 δd =5mm , δe =5-1. 8=3. 2=0. 5MPa δmin =
MPa 水压试验P T =1. 25P =1. 25⨯0. 361=0. 45125
所以强度符合 δT =P T [D I +δE ]0. 45125⨯(1200+3. 2) ==99. 8
封头选用椭圆型封头, 则厚度
δd =
为焊接方便取封头厚度和筒体厚度相等即:10mm PD i 0. 5⨯1200+c +c ==4. 93mm
§6·2加热室厚度校核
0. 361⨯1. 05⨯800=1. 28mm 2⨯113⨯0. 85-0. 361
取δmin =3mm 进行校核
P T =1.25⨯0.361=0.45125MPa δd =
P T (D i +δe ) 0. 45125⨯(900+5-1. 5) δT ===74. 92
即δT
所以水压实验强度符合要求查标准管，内径为900mm, 最小壁厚为10mm, 强度符合要求。
第七章 课程设计心得
时光荏苒，白驹过隙。转眼间，为期三周的化工原理课程设计就已经接近尾声了。回首望去，心情格外的开阔，感慨颇多。我忘不了和杨老师以及同学们一起度过的日日夜夜，忘不了我们组的几个人因为一个数据的来源而吵的面红耳赤，更忘不了看到一个个成果的喜悦………
首先，要感谢杨老师能给我们提供一个进行实践锻炼的舞台。以前我们学过的知识只不过是纸上谈兵，而化工原理课程设计却是以门综合性课程，它不仅要求我们对化工设计有基础的了解，而且还要对化工原理、化工机械基础、化工热力学等一系列知识能够进行综合的运用，同时也对计算机软件和编程提出了较高的要求。，
这次课程设计，我们小组共有5个人。作为组长，我首先对他们进行了分工：三个人负责计算，一各人负责编程，以各人负责画图。设计过程中，我们相互鼓励，相互帮助，发挥团队协作精神，齐心协力攻克了一个又一个难关，
我主要负责画图。开始，我一边自学Auto CAD，一边进行计算。一段时间后，我开始着手进行流程图的画图。由于是自学，所以边学边画，速度比较慢，错误也比较多。但是在自己的摸索和同学们的相互帮助下，我逐渐掌握了Auto CAD的各种基本操作。特别感谢杨老师，在我画图的过程中给与了大量的指导和鼓励，使我的图更加完善。现在看到自己设计的流程图和设备图，心中无比充实。想起自己为画图和设计而熬过的几个不眠之夜，心中由衷地感激值得！
这次设计，我不仅巩固了化工原理及相关知识，而且增强了团队的协作精神，同时也磨炼了意志。相信这次课程设计会让我们更加注意理论与实践的结合，成为我们人生中一笔宝贵的财富！
参考文献：
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4、《化学工程手册》第二版，上册第九篇蒸发，9-1~~9-20 化学工业出版社，时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编
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6、梁虎，王黎，朱平，多效蒸发系统优化设计研究。化学工程，1997，25？（6）；48~51
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12、谭学富，李茂林，王红心等，氢氧化钠水溶液多效蒸发调优，沈阳化工学院学报，1997.11
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