2022年NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计_化工原理课程设计.docx

NaOH 水溶液三效并流加料蒸发装置地设计设计单位：设计者：设计日期：一、设计题目设计任务书NaOH 水溶液三效并流加料蒸发装置地设计二、设计任务及操作条件1. 处理才能2.5 104 吨×/年 NaOH 水溶液2. 设备形式蒸发器3. 操作条件a. NaOH 水溶液地原料液浓度为10%wt，温度为 35，用预热器加热至第一效沸点温度，再送进蒸发器；完成液浓度为40%wt.b. 加热蒸汽压强为 500kPa（绝压），末效为真空，压力为15.5kPa（绝压） .c. 各效传热系数分别为：K1=3000 W/m2 · K2=1500 W/m2 · K3= 750W/m2 · d. 各效蒸发器中地液面高度：1.5-2.5m.e. 各效加热蒸汽地冷凝液均在饱和温度下排出.假设各效传热面积相等，并忽视热缺失 .f. 每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行 .三、设计工程1. 设计方案简介：对确定地工艺流程及蒸发器型式进行简要论述.2. 蒸发器地工艺运算：确定蒸发器地传热面积.3. 蒸发器地主要结构尺寸设计.4. 主要帮助设备选型，包括预热器、汽液分别器及蒸汽冷凝器.5. 绘制 NaOH 水溶液三效并流加料蒸发装置地流程图及蒸发器总装配图.目录1. 概述 11.1 蒸发操作地特点 11.2 蒸发设备及蒸发器51.3 三效蒸发工艺流程102. 工艺运算及主体结构运算 112.1 三效蒸发工艺运算112.1.1 三效蒸发器设计流程 112.1.2 设计运算 132.2 蒸发器主要结构运算 233. 蒸发装置帮助设备选型 304. 探究使用 Aspen Plus 设计蒸发器方法 335. 后记 351、概述1.1 蒸发操作地特点蒸发是将非挥发性物质地稀溶液加热沸腾，使溶剂气话，溶液浓缩得到浓溶液地过程.1.1.1 蒸发地基本流程蒸发过程地两个必要组成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不断除去汽化地水蒸气，前一部分在蒸发器内进行，后一部分在冷凝器完成.蒸发器实质上是一个换热器，由加热室和分别室两部分组成，加热室通常用饱和水蒸气加热，从溶液中蒸发出来地水蒸气在分别室分别后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带出，一般在蒸发器顶部设有气液分别用地除沫装置从蒸发器蒸出地蒸汽称为二次蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效地物料加热.冷却水从冷凝器顶加入，与上升地蒸汽接触，将它冷凝成水从下部排出，不凝气体从顶部排出 .通常不凝气体来源有两个方面，料液中溶解地空气和系统减压操作时从四周环境中漏入地空气 .料液在蒸发器中蒸浓达到要求后称为完成液，从蒸发器底部放出，是蒸发操作地产品.1.1.2 蒸发地操作方法依据各种物料地特性和工艺要求，蒸发过程可以采纳不同地操作条件和方法.常压蒸发和减压蒸发依据操作压力不同，蒸发过程可以分为常压蒸发和减压蒸发，常压蒸发是指冷凝器和蒸发器溶液侧地操作压力为大气压或略高于大气压，此时系统中地不凝气依靠本身地压力 从冷凝器排出 .减压蒸发冷凝器和蒸发器溶液侧地操作压力低于大气压，此时系统中地不凝气需用真空泵抽出 .减压蒸发较常压蒸发具有如下优点：在加热蒸汽压强相同地情形下，减压蒸发时溶液地沸点低，传热温差可以增大，当传热量肯定时，蒸发器地传热面积可以相应地减小；可以蒸发不耐高温地溶液；可以利用低压蒸汽或废气作为加热剂；操作温度低，缺失于外界地热量也相应地减小.但是，减压蒸发也有肯定地缺点，这主要是由于溶液沸点降低，黏度增大，导致总地传热系数下降，同时仍要有减压装置.单效蒸发和多效蒸发依据二次蒸汽是否用来作为另一蒸发器地加热蒸汽，蒸发过程分为单效蒸发和多效蒸发.单效蒸发中加热蒸汽在冷凝器中用水冷却排出.多效蒸发中，第一个蒸发器蒸出地二次蒸汽用作其次个蒸发器地加热蒸汽，其次个蒸发器蒸出地二次蒸汽用作第三个蒸发器地加热蒸汽，以此类推，串联蒸发器地个数称为效数.多效蒸发地经济性多效蒸发时，除末效外，各效地二次蒸汽都作为下一效蒸发器地加热蒸汽加以利用，因而和单效相比，相同地生蒸汽量D 可蒸发更多地水量W，亦即提高了生蒸汽地经济 性 W/D. 如前所述，在如干假定条件下，单效时地W/D 约为 1.同理，双效时约为2，三效时约为 3，等等 .考虑实际情形，依据体会，不同效数时生蒸汽地经济性大致如下表：表 1-1生蒸汽经济性W/D地体会值效数单效双效三效四效五效W/D0.911.752.53.333.70正由于多效蒸发时生蒸汽地经济性较高，所以在蒸发大量水分时广泛采纳多效蒸发.但上表也说明，当效数增加时，W/D 值虽然增加，但并不和效数成正比.多效蒸发地代价第一，多效蒸发时需要多个蒸发器，为便于制造和修理，各蒸发器地传热面积常相同，此时，多效蒸发地设备费近似和效数成正比.因此，多效蒸发时生蒸汽经济性地提高是以设备费为代价地 .其次，当生蒸汽地压力（温度）和冷凝器地压力（温度）给定时，不论单效或多效蒸发，其理论传热温度差均为tr=T-T 这. 里， T 和 T分别为加热蒸汽和冷凝器处二次蒸汽地温度 .换句话说，理论传热温差与效数无关，多效蒸发只是将上述传热温度差按某种规律安排至各效 .而且，多效蒸发地每一效都存在沸点上升或传热温度差缺失，因而各效有效传热温度差之和 总有效传热温度差必定小于单效时地有效传热温度差，结果导致多效时地生产才能小于单效 .间歇蒸发和连续蒸发间歇蒸发有两种操作方法：一次进料，一次出料连续进料，一次出料工业上大规模地生产过程通常采纳地是连续蒸发.1.1.3 蒸发器地生产强度与蒸汽地经济性（一）蒸发器地生产才能与生产强度1、蒸发器地生产才能蒸发器地生产才能可用单位时间内蒸发地水重量来表示.由于蒸发水重量取决于传热量地大小，因此其生产才能也可表示为mQKS tWrrW 蒸发器地生产才能， kg/h；Q 蒸发器地传热速率， kJ/h；r 操作压力下二次蒸汽地汽化潜热，kJ/kg ； 2、蒸发器地生产强度蒸发器地生产强度U 简称蒸发强度，是指单位时间单位传热面积上所蒸发地水量，kg/m2 ·h，1. W S如为沸点进料，且不计热缺失，依据QKAtmDrWr ''UWKtm就Sr由上式可知，如蒸发操作地压力肯定，就二次蒸气地汽化热r 也可视为常数，因此， 欲提高蒸发器地生产强度，主要途径是提高总传热系数K 和传热温度差tm（ T t1） .前者，上面已述 .提高传热温度差地方法: 采纳真空蒸发或选用高温热源，如高温导热油、熔盐或用电加热等 .3、提高蒸发强度地途径（ 1） 提高传热温度差tm提高传热温度差可提高热源地温度或降低溶液地沸点等角度考虑，工程上通常采纳真空蒸发或高温热源来实现.（ 2）提高总传热系数蒸发器地总传热系数主要取决于溶液地性质、沸腾状况、操作条件以及蒸发器地结构等.这些已在前面论述，因此，合理设计蒸发器以实现良好地溶液循环流淌，准时排除加热室中不凝性气体，定期清洗蒸发器（加热室内管），均是提高和保持蒸发器在高强度下操作地重要措施 .（二）加热蒸汽地经济性蒸发过程是一个能耗较大地单元操作，通常把能耗也作为评判其优劣地另一个重要评价 指 标， 或称 为加 热蒸汽 地经济 性， 它地 定义为1kg 蒸 汽可 蒸发 地水分 量，即 ：eDrWr提高加热蒸汽地蒸汽性通常可以挑选多效蒸发.（三）提高加热蒸汽经济程度地其他措施多效蒸发可以提高加热蒸汽地经济程度，除此之外，仍可以采纳以下措施来提高生蒸汽地经济程度 .1. 二次蒸汽地部分利用（额外蒸汽地引出）在单效蒸发中，如能将二次蒸汽引出一部分，作为其他设备热源加以利用（如用来预 热原料液），就对蒸发装置来说，能量消耗已降至最低限度，只是将加热蒸汽转变为温度 较低地二次蒸汽而已 .同理，对多效蒸发，假如将末效蒸发器地二次蒸汽有效地利用，也可大大提高加热蒸汽地利用率.2. 冷凝水显热地利用蒸发装置消耗大量蒸汽必随之产生数量可观地冷凝水.此冷凝液排出加热室外可用以预热料液，也可像图7-19 所示将冷凝水减压，减压至下一效加热室地压力.使之用过热产生自蒸发觉象 .汽化地蒸汽可与二次蒸汽一并进出入后一效地加热室，于是，冷凝水地显热得以部分地回收利用 .3. 二次蒸汽地再压缩（热泵蒸发）在单效蒸发中，二次蒸汽在冷凝器中冷凝除去，蒸汽地潜热即完全除去，很不经济.考虑此二次蒸汽通过热泵（即压缩机）绝热压缩，使其p ， T ，然后再送回原先地蒸发器中作为加热蒸汽，就其潜热可得到反复利用.但是，要达到较好地经济效益，压缩功地压缩比不能太大，即二次蒸汽地压力和温度需提高地愈多，压缩比愈大，愈不经济.这样，二次蒸汽地温升不行能高，传热推动力不行 能大，而所需地传热面积就必定较大.对于沸点上升大地溶液地蒸发，热泵蒸发器地经济程 度大为降低 .由此可知，热泵蒸发量不适用沸点上升比较大地情形.此外，压缩机地投资费用较大，需要修理保养，这些缺点也在肯定程度上限制了它地使用.1.2 蒸发设备蒸发设备中包括蒸发器和帮助设备1.2.1 蒸发器地型式与结构蒸发器主要由加热室和分别室组成.加热室有多种多样地势式，以适应各种生产工艺地不同要求 .依据溶液在加热室中地运动地情形，可将蒸发器分为循环型和单程型（不循环）两类.（一）循环型蒸发器特点：溶液在蒸发器中循环流淌，因而可以提高传热成效.由于引起循环运动地缘由不同 .有分为自然循环型和强制循环型两类.自然循环：由于溶液受热程度不同产生密度差引起强制循环：用泵迫使溶液沿肯定方向流淌1.中心循环管式蒸发器中心循环管式蒸发器为最常见地蒸发器，其结构如图5-2 所示，它主要由加热室、蒸发室、中心循环管和除沫器组成.蒸发器地加热器由垂直管束构成，管束中心有一根直径较大地管子，称为中心循环管，其截面积一般为管束总截面积地40% 100%. 当加热蒸汽（介质）在管间冷凝放热时，由于加热管束内单位体积溶液地受热面积远大于中心循环管内溶液地 受热面积，因此，管束中溶液地相对汽化率就大于中心循环管地汽化率，所以管束中地气液混合物地密度远小于中心循环管内气液混合物地密度.这图 5-2 中心循环管式蒸发器样造成了混合液在管束中向上，在中心循环管向下地自然循环流淌.混合液地循环速度与密度差和管长有关 .密度差越大，加热管越长，循环速度越大.但这类蒸发器受总高限制，通常加热管为 1 2m，直径为 25 75mm，长径比为 2040.优点：溶液循环好；传热效率高；结构紧凑、制造便利、操作牢靠.缺点：循环速度低；溶液粘度大、沸点高；不易清洗.适于处理结垢不严峻、腐蚀性小地溶液. 2.悬筐式蒸发器悬筐式蒸发器是中心循环管蒸发器地改进.其加热室像个悬筐，悬挂在蒸发器壳体地下部，可由顶部取出，便于清洗与更换.加热介质由中心蒸汽管进入加热室，而在加热室外壁与蒸发器壳体地内壁之间有环隙通道，其作用类似于中心循环管.操作时，溶液沿环隙下降而沿加热管上升，形成自然循环.一般环隙截面积约为加热管总面积地 100 150% ，因而溶液循环速度较高约为 1 1.5m/s.由于与蒸发器外壳接触地是温度较低地沸腾液体，故其热缺失较小.3.外热式蒸发器如图 5-4 为常用地外热式蒸发器，其主要特点是采纳了长加热管（管长与直5-3 悬筐式蒸发器径之比 l D50 100 ），且液体下降管（又称循环管），不再受热. 这样有利于液体在器内地循环，循环速度可达1.5m/s.优点：降低了整个蒸发器地高度，便于清洗和更换；循环速度较高，使得对流传热系数提高；结垢程度小.适于处理易结垢、有晶体析出、处理量大地溶液. 4.列文蒸发器结构特点：在特点是在加热室上部设置沸腾室，加热室中地溶液因受到附加液柱地作用，必需上升到沸腾室才开头沸腾，这样防止了溶液在加热管中结垢或析出晶体 .优点：流淌阻力小；循环速度高；传热成效好；加热管内不易堵塞.缺点：设备费高；厂房高，耗用金属多.适于处理有晶体析出或易结垢地溶液. 5.强制循环型蒸发器上述几种蒸发器均为自然循环型蒸发器，即靠加热管与循环管内溶液地密度图 5-4 外热式蒸发器图 5-7升膜式蒸发器.图 5-8降膜式蒸发器差作为推动力，导致溶液地循环流淌，因此循环速度一般较低，特殊在蒸发粘稠溶液（易结垢及有大量结晶析出）时就更低.为提高循环速度，可用循环泵进行强制循环，如图4-10所示 .这种蒸发器地循环速度可达1.5 5m/s. 其优点是，传热系数大，利于处理粘度较大、易结垢、易结晶地物料.但该蒸发器地动力消耗较大，每平方M 传热面积消耗地功率约为0.4 0.8kW.（二）单程型蒸发器（膜式蒸发器）循环型蒸发器地共同特点蒸发器内料液地滞留量大，物料在高温下停留时间长，对热敏性物料不利 .在单程型蒸发器中，物料一次通过加热面即可完成浓缩要求；离开加热管地溶液准时加以冷却，受热时间大为缩短，因此对热敏性物料特殊相宜.1. 升膜式蒸发器图 5-7 所示升膜式蒸发器，这种蒸发器地加热管束可长达310m.溶液由加热管底部进入，经一段距离地加热，汽化后，管内气泡逐步增多，最终液体被上升地蒸汽拉成环状薄膜，沿管壁运动，汽液混合物由管口高速冲出 .被浓缩地液体经汽液分别即排出蒸发器.此种蒸发器需要妥当地设计和操作，使加热管内上升地二次蒸汽具有较高地速度，从而获得较高传热系数，使溶液一次通过加热即达预定地浓缩要求. 在常压下，管上端出口速度以保持2050m/s 为宜 .适用于：蒸发量大（较稀地溶液），热敏性及易起泡地溶液.不适用于：高粘度，易结晶、结垢地溶液. 2.降膜式蒸发器如图 7-6 所示降膜式蒸发器.料液由加热室顶部加入，经液体分布器分布后呈膜状向下流淌.汽液混合物由加热管下端引出，经汽液分别即得完成液为使溶液在加热管内壁形成匀称液膜，且不便二次蒸汽由管上端窜出，须良好地设计液体分布器 .适用于：粘度大地物料不适用于：易结晶地物料，固形成匀称地液膜较难，K 不高 .（ 3）升 -降膜式蒸发器蒸发器由升膜管束和降膜管束组合而成，蒸发器地底部封头内有一隔板，将加热管束分成两部分.溶液由升膜管束底部进入，流向顶部，然后从降膜管束流下，进入分别室，得到完成液.适于处理浓缩过程中粘度变化大地溶液、厂房有限制地场合 .（ 4）刮板薄膜式蒸发器如图 5-11 所示 .专为高粘度溶液地蒸发而设计 .料液自顶部进入蒸发器后，在刮板地搅动下分布于加热管壁，并呈模式旋转向下流淌 .汽化地二次蒸汽在加热管上端无夹套部分被旋刮板分去液沫，然后由上部抽出并加以冷凝，浓缩液由蒸发器底部放出 .特点：借外力强制料液呈膜状流淌，可适应高粘度，易结晶、结垢地浓溶液蒸发缺点：结构复杂，制造要求高，加热面不大，且需要消耗肯定地动力.（三）其它蒸发器1 . 直接加热蒸发器（浸没燃烧式）将肯定比例地燃烧气与空气直接喷入溶液中，燃烧气地温度可高达1200 1800，由于气、液间地温度差大，且气体对溶液产生剧烈地鼓泡作用，使水分快速蒸发，蒸出地二次蒸汽与烟道气一同由顶部排出.优点：结构简洁，不需要固定地传热面，热利用率高适于处理易结垢、易结晶或有腐蚀性地溶液 .不适于处理不能被燃烧气污染及热敏性地溶液.2. 螺旋管蒸发器在螺旋加热管中，要被蒸发地液体从顶部流向底部，同时，沸腾膜与蒸汽并流流淌， 由于加热管当然螺旋外形，在中等高度地设备中可以容纳很长地管子，经过很长地管道流动中产生地蒸汽对液膜施加一个很高地剪切力.为此，弯曲地螺旋管将引起二次流，二次流被施加在沿管轴地流淌上，这此作用可促进湍流并强化高粘情形下地热传递.适用于达到高浓度和高粘度.为获得高地蒸发比，这类蒸发器在高温度差下和单程操作.（四）蒸发器地选型蒸发器地结构形式较多，选用和设计时，要在满意生产任务要求，保证产品质量地前提下，尽可能兼顾生产才能大，结构简洁，修理便利及经济性好等因素.表 5-1 列出了常见蒸发器地一些重要性能，可供选型地参考.（五）过程和设备地强化与展望纵观国内外蒸发装置地讨论，概括可分为以下几个方面：1、开发新型蒸发器；2、改善蒸发器内液体地流淌状况；3、改进溶液地工艺性质；4、优化设计和操作 .1.2.2 蒸发器地帮助设备（一）除沫器（汽液分别器）蒸发操作时产生地二次蒸汽，在分别室与液体分别后，仍夹带大量液滴，特殊是处理易产生泡沫地液体，夹带更为严峻.为了防止产品缺失或冷却水被污染，常在蒸发器内（或外）设除沫器 .图 5-12 为几种除尘器地结构示意图.图中（ a）（ d） 直接安装在蒸发器顶部，（e）（ g）安装在蒸发器外部 .（二）冷凝器和真空装置1. 冷凝器冷凝器地作用是冷凝二次蒸汽.图 5-12 除沫器地主要型式冷凝器有间壁式和直接接触式两种.假如二次蒸汽为需回收地有价值物料或会严峻污 染水源，就应采纳间壁式冷凝器.否就通常采纳直接接触式冷凝器.后一种冷凝器一般均在负压下操作，这时为将混合冷凝后地水排出，冷凝器必需设置得足够高，冷凝器底部地长管称为大气腿 .2. 真空装置当蒸发器在负压下操作时，无论采纳哪一种冷凝器，均需在冷凝器后安装真空装置.需要指出地是，蒸发器中地负压主要是由于二次蒸汽冷凝所致，而真空装置仅是抽吸蒸发系统泄漏地空气、物料及冷却水中溶解地不凝性气体和冷却水饱和温度下地水蒸汽等，冷凝器后必需安真空装置才能维护蒸发操作地真空度.常用地真空装置有喷射泵、水环式真空泵、往复式或旋转式真空泵等.1.3 三效蒸发工艺流程采纳多效蒸发地目地是为了削减新奇蒸气用量，详细方法是将前一效地二次蒸气作为后一效地加热蒸气 .1.3.1 多效蒸发流程1. 并流流程即加热蒸气和原料液均顺次流经各效.这种加料地特点是前一效到后一效可自动加料，后一效中地物料会产生自蒸发，可多蒸出部分水汽，但溶液地黏度会随效数地增加而增大，使传热系数逐效下降，所以并流加料不相宜处理随浓度增加而增加较高地物料 .2. 逆流流程即加热蒸气走向与并流相同，而物料走向就与并流相反.这种加料地特点是各效中地传热系数较匀称，适于处理黏度随温度变化较大地物料.3. 平流流程 即加热蒸气走向与并流相同，但原料液和完成液就分别从各效中加入和排出.这种流程适用于处理易结晶物料.4. 错流流程本流程地特点是在各效间兼用并流和逆流加料法.兼有并、逆流地优点， 但是 操作复杂，适于料液粘度随浓度显著增加地场合.由于本次设计所处理地物料为烧碱溶液，才用一般地并流操作即可.1.3.2 工艺流程图2、工艺运算及主体结构运算2.1 三效蒸发工艺运算2.1.1 三效蒸发器设计流程用试差法求解地详细运算实行以下步骤：1、设各效蒸发量 W1 ,W2 ， 和各效压力 p1， p2， 为初值 .各效蒸发量地初值可按各效蒸发量相等地原就确定，也可以依据详细蒸发过程地体会数据确定 .各效地操作压力可按各效压差相等运算，即取相邻两效间地压差相等运算 .2、依据各效蒸发量地初值，应用物料衡算就确定各效溶液溶液浓度 xi.3、依据各效压力地初设值与运算出地溶液浓度 xi ，确定各效地温度差缺失 i和溶液沸点 Ti.4、应用热量衡算，解出加热蒸汽用量 D 与各效蒸发量 W1,W2， .5、应用传热速率方程式，运算各效所需地传热面积Ai.6、检验各效蒸发量地运算值和初设值是否相等，各效传热面积是否相等，假如不相等，重设初值，重新运算.一、物料衡算第一效，设溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，单位时间进入和离开蒸发器地量相等，即Fx 0 FW1 x1水分蒸发量：WF 1x0 x1完成液地浓度：xFx01FW1式中：F 原料液量， kg/h；W 蒸发水量， kg/h；w0 原料液中溶质地浓度，质量分数；w1 完成液中溶质地浓度，质量分数.其次效，同第一效，FW1 x 1FW1W2 x2完成液地浓度：FW1 x1x2FW1W2二、热量衡算第一效，对蒸发器作热量衡算，当加热蒸汽在饱和温度下排出时，D rW r 'Fc TT 1 11 1010即W1D1r1Fc0T1r' 1T0式中D 加热蒸汽消耗量，kg/h； r 加热蒸汽地冷凝热， J/kg；r ' 水地汽化热， J/kg ；c0 原料液地平均质量热容，J/（ kg ×K ） ；T 温度，（）考虑到稀释热和热缺失，需要引入热利用系数，就：WD1r11Fc0 T1r' 1T0 1溶液稀释热越大， 越小，对于 NaOH 溶液，可以利用以下体会公式运算： = 0.98-0.007 x其中 x为溶液在蒸发器中浓度地增高值，以质量分数表示.其次效，同第一效，W r 'W r ' FW c TT 1 12 211211W r ' FcW cTT W101 W10r2'22三、传热速率方程第一效，Q1D1r1K 1 A1TsT1其次效，r'Q2W1 1K 2 A2Ts ,2T2 '其中 Ts为热蒸汽地冷凝温度，Ts ,2 为来自第一效地二次蒸汽在其次效地冷凝温度，Ts, 2T1''''' 四、传热面积运算AQiiKiTm其中， K 为蒸发器地加热室传热系数，Tm 为加热室两侧地平均温差.Q 为蒸发器加热室地传热速率，称为蒸发器地热负荷，依据加热室地热量衡算求得，假如忽视加热室地热缺失，就 Q 即为加热蒸汽冷凝放出地热量.QD H shc Dr2.1.2 设计运算1. 估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量：F=2.5 ×104 吨/年=2.5 ×104 ÷330 ÷24=3157kg/hWF 1x0 x1315710.10.42367.8因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设 1: 2: 31.0:1.1:1.2 1 2 3 3.3 1解得： 12367.83.3 717.5kg/h 2 717.5 ×1.1789.2kg/h 3 717.5 ×1.2861kg/h完成液地浓度：1xFx 0FW1315731570.1717.50.13xFx 0231570.10.19FW1W23157717.5789.2x30.402. 估算各效溶液地沸点和有效温度差设各效间压强降相等，就总压强为： 1k50015.5484.5kPa各效间地平均压强差为484.5161.5i33kPa于是二次蒸汽压强：1'338 .5kPa2'177 kPa3'15.5kPa各效地二次蒸汽压强，从书中查地相应地二次蒸汽温度和比汽化焓列于下表中：4效数参数二次蒸汽压强123'i ， kPa338.517715.5二次蒸汽温度'i ，（即137.6116.253.5下一效加热蒸汽温度）二次蒸汽地比汽化焓ri ，'kj/kg 即下一效加热蒸汽地比汽化焓 215522152370'(1) 各效由于溶液地蒸汽压下降所引起地温度差缺失依据各效地二次蒸汽温度'i （亦即相同压强下水地沸点）和各效完成液地浓度xi ，由 NaOH 水溶液地杜林线图查地各效溶液地沸点t A,i分别为 :t A,1 138.5t A, 2 123.1 t A,365.3就各效由于溶液地蒸汽压下降所引起地温度差缺失为1' tA,1 -T ' 138.5-137.6 0.91' t- T ' 123.1-116.2 6.92A, 22''3 t A,3 - T3 79.3-53.5 25.8所以 0.9 6.9 25.8 33.6(2) 各效由于溶液静压强所引起地温度差缺失'''gl依据m 2得10149.811.5m,1 339×1032 346×103Pa 346kPam, 2 178×103 1060m,3 15×103 12399.8129.8121.5 186×103 Pa 186kPa1.5 24×103 Pa24kPa依据各效溶液地平均压强，由书中查得对应地饱和温度为：Tm,1 138.3Tm, 2 117.6Tm,3 65.0从而得'' TT 138.3-137.6 0.7'1m,1 -'' T1'T 117.6-116.2 1.42m, 2 -2'' T- T ' 65.0-53.5 11.53m, 33所以''''1 ' '''2 3 0.7 1.411.5 13.6（3） 由于流体阻力产生压强降所引起地温度差缺失依据体会取'''1 '''2 '''3 1所以''''''1 '''2 '''3 3（4） 各效溶液地沸点和有效总温度差溶液地沸点t T ' 137.6 0.90.7 1 140.2 111t T ' 116.26.9 1.4 1 125.52t3 有效总温度差23T ' 23 53.125.8 11.5 1 91.4T't T1k（ 151.7-53.5） -（ 33.6 13.6 3） 483. 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量地初步运算第一效：依据热量衡算式沸点加料， t0=t1=140.2 ， 1=0.98-0.007 x=0.9-80.007 （×13-10 ） =0.959加热蒸汽地冷凝热为2113kJ/kg.WD1r12113D1r1 1'1=0.959 × 2155=0.940D1其次效地焓衡量式为：WW1r2Fcp,0W1cp,W t1t21r'r22'222 0.98-0.007 ×（x2 -x1 ） 0.98-0.007 ×（ 19-13） 0.938查表得cp,W14.282 kJ/kg ·W2155 W131573.74.282W1 140.2125.52 0.93822152215 0.886 W1 72.25 0.832 D1 72.25（ b）第三效地焓衡量式为：WW2r3Fcp,0W1cp,WW2cp,W t 2t312rr33''h333 0.98-0.007 ×（x3 -x2 ） 0.98-0.007（×40-19） 0.833查表得cp,W 24.245kJ/kg·W2215W231573.74.282W14.245W2 125.591.43 0.83323702370= 0.731 W2 -0.051 W1 +140.0= 0.560D1 +136.3（ c）W1 W2 W3 2367.8（ d）联立（ a）、（ b）、（ c）、（ d）式，解得D1 925.9 kg/h W1 870.3 kg/h W2 842.6 kg/hW3 654.8 kg/h4. 估算蒸发器地传热面积iSQiKit iQ1D1r1Q2 925.9 ×2113 1956426.7 W'W1r1 870.3 ×2155 1875496.5 W'Q3W2r2t1T1 842.6 ×2215 1826489.0 Wt1 151.7-140.2 11.5t2T2t2tTt'Tt12T 't 137.6-125.5 12.1 116.2-91.4 38.933323SQ11956426.73.521K1 t1300011.5 16.2 mSQ21875496.53.522K 2 t2 150012.1 29.5 mSQ31826489.03.523K3 t3 75027.8 25.0 m误差估算1S min/S max116.2 /29.50.450.055. 重新安排各效地有效温差SS1 t1S2t 2tS3t3S16.211.529.512.125.027.824.09即t1'S1S2t 'S2m 2t1 2t11.516.224.0929.512.111.512.127.87.73S 24.0914.82t'S33St3 25.024.0927.828.85 6. 重复上述运算步骤（1）由所求得地各效蒸汽量.求各效溶液地浓度.他们分别为：1xFx0FW13157 31570.1787.2 0.1332xFx031570.1W2FW1 3157787.2812.7 0.203x32. 运算各效溶液沸点0.40''因末效完成液浓度和二次蒸汽压强