多效蒸发太阳能海水淡化蒸发器设计毕业论文

多效蒸发太阳能海水淡化蒸发器设计毕业论文 目录 摘要I AbstractII 目录III 第1章 绪论1 1.1 课题背景1 1.2 海水淡化的发展概括2 1.2.1 国外发展应用概括2 1.2.2 国内海水淡化的现状2 1.3 选题的目的和意义3 1.4 论文的主要内容4 1.5 本章小结4 第2章 多效（三效）蒸发未知量的估算5 2.1.多效（三效）蒸发计算的已知量5 2.2.多效（三效）蒸发计算的未知量5 2.3.未知量的估算5 2.3.1 估算各效蒸发量和完成液浓度5 2.3.2 估算各效溶液的沸点和有效温差度6 2.3.3 估算各效蒸汽量和各效蒸发水量9 2.3.4 估算蒸发器的传热面积10 2.3.5 有效温度差的再分配11 2.3.6 重复上述计算11 2.3.7 计算结果数据表14 2.4.本章小结15 第3章 蒸发流程的设计16 3.1 蒸发流程概述16 3.2 蒸发装置的设计16 3.2.1 蒸发器的形式16 3.2.2 多效蒸发的效数和流程19 3.3 降膜式蒸发器的设计21 3.3.1 加热管的选择和管数的计算21 3.3.2 计算加热室的直径和壁厚22 3.3.3 计算分离室的直径和高度23 3.3.4 计算接管尺寸24 3.4 降膜式蒸发器的结构25 3.5 预热器的设计与选用25 3.5.1 热流量26 3.5.2 平均传热温差26 3.5.3 初选换热器规格26 3.5.4 其它结构尺寸27 3.5.5 结构设计与强度计算27 3.6 冷凝器的设计与选用29 3.6.1 冷却水量30 3.6.2 冷凝器的直径30 3.6.3 淋水板的设计30 3.7 本章小结31 第4章 太阳能集热装置的设计与选用32 4.1 太阳能集热器的计算32 4.2 太阳能集热器的结构33 4.2.1 聚光器33 4.2.2 接收器34 4.3 太阳能集热器的材料35 4.3.1 壳体材料的技术要求35 4.3.2 反光材料的选用35 4.3.3 支架材料的选用36 4.4 太阳能集热器绝热储水箱的选型36 4.4.1 水箱的作用和分类36 4.4.2 水箱的技术要求36 4.4.3 水箱的常用的材料37 4.4.4 水箱的结构与性能37 4.5 本章小结38 结论39 参考文献40 致谢42 附录143 附录246 附录349 V 第1章 绪论 第1章 绪论 1.1 课题背景 淡水是人类社会赖以生存和发展的基本物质基础之一。地球表面积约为5．1亿km ，其中海洋面积占70．8％左右，地球上的总水量约有近14亿km 。若从地球上人均占有水量来看，水资源是十分丰富的，人类似乎不应该有缺水之患。然而，含盐度太高而不能直接饮用或灌溉的海水占地球上总水量的97％以上，仅剩的不到3％ 的淡水分布也极其不均，有3／4被冻结在地球的两极和高寒地带的冰川中，其余的从分布上来说，地下水也要比地表水多37倍左右。剩下的存在于河流、湖泊和可供人类直接利用的地下淡水已经不足0．36％。 就人均占有量来说，中国在水资源方面是一个穷国。据推算，我国人均占有水量只居世界的第108位。我国海岸线长，一些岛屿和沿海盐碱地区以及内陆苦咸水地区均属缺乏淡水的地区。长期饮用不符合卫生标准的水，会给当地居民带来各种疾病，直接影响他们的身体健康和当地的经济建设。因此，解决淡水供应不足是我国面临的一个严峻问题。 为了增大淡水的供应，除了采用常规的措施，比如就近引水或跨流域引水之外，一条有效的途径就是就近进行海水或苦咸水的淡化。那些用水量分散而且偏远的地区更适合用此方法。 对海水或苦咸水进行淡化的方法很多，常规的方法有蒸馏法、离子交换法、渗析法、反渗透膜法以及冷冻法等，但都要消耗大量的燃料或电力。据报道，截止1990年，全世界已经安装的海水淡化装置的产水能力为10× 10 m ／d。到2000年，这个数字已经翻了一倍。根据统计，每天生产1．3 x 10 m的淡化水，每年需要消耗原油1．3亿t。除去这笔燃料的费用，其带来的温室效应、空气污染等问题更为严重。因此，利用清洁能源如太阳能等来进行海水淡化，必将受到人们的青睐。 1.2 海水淡化的发展概括 1.2.1 国外发展应用概括 目前，全世界有一百二十多个国家和地区采用海水或苦咸水淡化技术取得淡水，建成的海水淡化厂达一万多座，平均每日淡化水生产能力约四千万吨。据统计，海水淡化系统与生产量以每年10％以上的速度在增加。亚洲国家如日本、新加坡、韩国、印尼与中国等也都积极发展或应用海水淡化作为替代水源，以增加自主水源的数量。 全球生产的淡化海水约80％用于饮用水，解决了一亿多人的供水问题，即世界上平均每60人当中就有一人靠淡化水生活。尤其在中东地区和一些岛屿地区，淡化水在当地经济和社会发展中发挥了重要作用。以色列70％的饮用水源来自于海水淡化水，2005年日产海水淡化水量达73．8万立方米；阿联酋饮用水主要依赖海水淡化水，2003年日产海水淡化水量546．6万立方米；意大利西西里岛500万居民，2005年日产海水淡化水量为13．5万立方米，约占全部可饮用水源的15％～20％。 随着社会的需求和技术的发展，国外海水淡化工程不断向大型化、规�；�方向发展，无论是多级闪蒸，还是多效蒸馏和反渗透，其规模均已从最初的几百m3／d发展到现在的几十万m3／d目前，世界上最大的多级闪蒸海水淡化厂建于沙特阿拉伯的，日产淡水46万m3；世界上最大的低温多效海水淡化厂建于塔维拉酋长国，日产淡水24万m3；世界最大的反渗透海水淡化厂建于以色列南部地中海岸工业区的阿什凯隆海水淡化厂，日产淡水33万m3。 在海水淡化规模不断增加的同时，海水淡化成本也逐渐降低。其中，典型的大规模反渗透海水淡化吨水成本己从1985年的1．02美元降至2005年的48美分。且在成本的组成上，运行及维护，能源消费和投资成本均逐年下降，目前各占总成本的1／3。 1.2.2 国内海水淡化的现状 1958年，我国开始了海水淡化工程技术的研究工作。1967年～1969年全国组织海水淡化会战，同时开展了电渗析、反渗透和蒸馏等多种海水淡化技术方法的研究。 1974年在天津建立了同产100 m3的多级闪蒸实验装置，实验时，同产淡水72 m3。1977年大连工学院建成了日产10 m3的竖管多效多级蒸发模拟装置；1981年建成西沙200m3／d电渗析海水淡化装置；1986年天津大港发电厂从美国引进2台每台日产淡水3000 m3的多级闪蒸装置，同年在西沙永兴岛建成日产200 m3、每立方米耗电16度的电渗析淡化站，其规模为世界之首；1997年～2000年期间，先后建成了500m3／d、1000m3／d反渗透海水淡化装置：2003年，山东荣成R产10000m3级反渗透海水淡化示范工程一期5000m3／d机组建成投产；2004年，低温多效海水淡化示范工程项目3000m3／d低温多效海水淡化装置在青岛的黄岛电厂建成。 据不完全统计，截止2006年6月底，我国已建成投产的海水淡化装置总数为4l套，合计产水能力12万m3／d。已建成投产的41套海水淡化装置，主要分布在山东、辽宁、浙江、河北和天津等地。 在国内已建成投产的海水淡化装置中，反渗透法和低温多效蒸馏法为主流，其产水量占总产水量的95％，多级闪蒸蒸馏法(MSF)约占5％，而电渗析法(MED)和压汽蒸馏(VC)合计尚不足1％。从我国实际应用情况来看，反渗透海水淡化技术应用于市政供水具有较大优势，而对于具有低品位蒸汽或余热可利用的电力、石化等企业来说，制备锅炉补给水和工艺纯水，则采用低温多效蒸馏技术。 1.3 选题的目的和意义 地球虽然水资源丰富，但是可供人类直接享用的淡水总量仅有3000 m3，占陆地水量的0.64%，不足地球总储水量的十万分之三。 海洋中却蕴藏着丰富的淡水，其总量约占海水的97%，相当于13.3亿立方公里之多，是一个最大而又稳定可靠的淡水储库。因此，发展海水淡化技术，向海水索取淡水已成为现代社会的当务之急。大力发展海水淡化技术产业，对缓解当代水资源短缺、供需矛盾日趋突出和环境污染日益严重等系列重大的问题具有深远的战略意义。 本课题采用太阳能集热系统与多效蒸发海水淡化系统的结合，用太阳能提供热量大大降低了成本，提高了效率，具有一定的现实指导意义。 1.4 论文的主要内容 本文是建立在海水淡化技术研究的基础上，基于多效蒸发技术、太阳能集热技术，通过对蒸发器和其他辅助装置的工艺条件和结构尺寸的计算，来设计一套三效蒸发太阳能海水淡化的工艺流程和装置。 1.5 本章小结 本章主要介绍了太阳能海水淡化的国际国内背景及历史，阐述了世界对太阳能海水淡化技术的需求，总体介绍了本论文的意义。 71 第2章 多效（三效）蒸发未知量的估算 第2章 多效（三效）蒸发未知量的估算 2.1. 多效（三效）蒸发计算的已知量 秦皇岛地区年平均日照数约为2489小时，约为每天6小时的有效日照 淡水生产量：30t/d总蒸发量：D=30000kg/6h=5000kg/h 海水初浓度：Xo =3.45% 海水终浓度： X3 =8.625% 浓缩比：CR =2.5 原料液进料温度：t0=55℃ 加热水的温度：T0=99℃ 冷凝器内的压力：PK=9KPa 冷凝器内的温度：TK=43.3℃ 各效总传热系数：K1=1500w/( m2·℃) K2=1400w/( m2·℃) K3=1200w/( m2·℃) 2.2. 多效（三效）蒸发计算的未知量 原料液处理量：G ， kg/h 各效从海水中蒸发的蒸汽量： D1 、D2 、D3 ，kg/h 各效蒸发出的蒸汽作为预热器中的加热蒸汽量：E1 、E2 、E3 ，kg/h 各效蒸发出的蒸汽作为下一级蒸发器的加热蒸汽量：W1 、W2 、W3 ，kg/h 加热所需热水量：D0 ，kg/h 各效间的温度差：△t1、△t2 、△t3，℃ 2.3. 未知量的估算 2.3.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 原料液处理量：G=D/（1﹣X0/X1)=5000/(1﹣0.0345/0.08625)=8333.3kg/h 造水比和效数的经验关系：=0.8×N=0.8×3=2.4 (其中N为有效数) 第一效加热蒸发量：D0 =D/=5000/2.4=2083.3 kg/h 由于蒸发过程中存在闪蒸现象，各效从海水中得到的蒸发量满足比例关系： D1 ︰D2 ︰D3 =1︰1.1︰1.2 D= D1+ D2+ D3=3.3 D1 D1 =1515.2kg/h D2 =1666.7kg/h D3 =1818.2kg/h 各效完成液浓度： X1===4.22% X2===5.58% X2===8.625％ 2.3.2 估算各效溶液的沸点和有效温差度 2.3.2.1 估算各效压差 设各效间的压差相等则总压差：△P=P1﹣PK=80﹣9 =71KPa 各效间的平均压差： △P1=△P/2 =71/2=35.5KPa 则各效蒸发室的压力： P1=80KPa =80-35.5=44.5KPa PK=9KPa 由各效的蒸汽压力，可以查的二次蒸汽的温度和汽化潜热： 效数 压力（Kpa） 温度（℃） 汽化潜热（kJ/kg） 第一效 80 93.4 2275 第二效 44.5 78.4 2312 第三效 9 43.7 2393 2.3.2.2估算各效沸点升高的温度差损失 各效由于沸点升高引起的温度差损失△′，根据各效二次蒸汽温度和各效完成液的浓度X1,查海水物性数据表和手册，由经验公式得到： = 其中：△′a———常压下（101.3KPa）由于溶液存在引起的沸点升高，℃ △′——— 操作压力下由于溶质存在而引起的沸点升高，℃ f ——— 校正系数 T′——— 操作压力下二次蒸汽的温度，℃ r′i ———操作压力下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg 得℃ ℃ ℃ 则℃ 2.3.2.3 估算各效静压升高引起的温度损失 由于液体静压力而引起的沸点升高，以液层中间的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则由流体静力学方程的： 液层的平均压力： Pav=P′+ 其中Pav——液层平均压力，KPa P′——液面处压力, KPa ——液层平均密度，kg/m3 L——液层高度,m 那么：Pav1=P′+=80 + = 85.8 KPa Pav=P′+ =44.5 + =50.4 KPa Pav=P′+ =9 + =15.04 KPa 查手册得平均压力对应的饱和温度： Tav1=95.4℃ Tav2=81.5℃ Tav3=54.0℃ 那么： ℃ ℃ ℃ 则℃ 2.3.2.4 估算各效流动引起得温度差损失 由于液体流动阻力引起的温度差损失应该去经验值1℃ 则 ===1℃ ℃ 则蒸发装置的总温度差损失： ℃ 2.3.2.5 估算有效总温差 由各效二次压力级温度差损失，计算各效料液的温度ti: ti= ℃ ℃ ℃ 各效料液的温度： t1=T+=93.4+3.57=96.97℃ t2= =78.4+4.7=83.1℃ t1==43.7+11.91=55.61℃ 那么，有效总温差： =(93.4-43.7)=29.52℃ 2.3.3 估算各效蒸汽量和各效蒸发水量 第i效的热量恒算： 其中——第i-1效给第i效的加热蒸汽量，kg/h ——第i-1效的加热蒸汽冷凝潜热，kJ/kg ——第i效水在温度下的气话潜热，kJ/kg ——第i-1效溶液的比热，kJ/(kg℃) 热利用系数可取为0.98-0.7（为质量分数表示的溶液组成变化） 那么： 由第i效流出的浓溶液量： 则 2.3.4 估算蒸发器的传热面积 蒸发器传热面积： 其中，——第i效的传热效率， ——第i效的传热系数，℃) ——第i效的传热面积，㎡ ——第i效的传热温差，℃ ℃ 则 ℃ 则： ℃ 则： 计算误差： 误差太大，需要调整各效的有效温差 2.3.5 有效温度差的再分配 ℃ 那么，第i效产生的二次蒸汽温度: ℃ ℃ ℃ 2.3.6 重复上述计算 2.3.6.1 估算各效料液的温度 第i效的沸点： 其中，℃ 假设各效相等，均为0.5℃ ℃ ℃ ℃ 那么，第i效的传热温度差： ℃ ℃ ℃ 2.3.6.2 估算各效料液的浓度 第i效浓溶液出口浓度： 调整各效从海水中得到的蒸汽量比例： =1.2:1.1:1 那么： 2.3.6.3 各效的热量恒算 第i效的热量恒算： 则 第i效预热器的蒸汽消耗量： 由海水物性数据表查的各效预热器内的海水比热值，代入数据得到各效预热器的蒸汽消耗量： 2.3.6.4 估算蒸发器传热面积 ℃ 则 ℃ 则 ℃ 则 计算误差： 平均传热面积： 2.3.7 计算结果数据表 第i效 参数 1 2 3 ti（℃） 81.28 62.62 44.01 Pi（KPa） 80 44.5 9 Xi（%） 4.41 5.93 8.625 Ei（kg/h） 410 368 333 （℃） 80.3 61.6 42.9 （℃） 17.72 17.68 17.59 Di(kg/h) 1818.2 1666.7 1515.2 Gi(kg/h) 6565.1 4848.4 3333.2 Wi(kg/h) 1906.1 1594.8 1501.1 2.4. 本章小结 本章通过对秦皇岛地区海水淡化数据的收集，依据多效蒸发计算的理论对该地区所需多效蒸发太阳能设备的参数进行了计算。 第3章 蒸发流程的设计 第3章 蒸发流程的设计 3.1 蒸发流程概述 蒸发是化工、轻工、食品、医药等工业生产中常用的一种单元操作，其目的主要是获得浓缩的溶液，有时也为得到纯净的溶剂。为充分利用热能，生产上普遍采用多效蒸发。蒸发装置的设计任务是：确定蒸发操作条件；蒸发器的形式及蒸发流程；进行工艺计算；确定蒸发器的传热面积及结构尺寸以及强度计算；附属设备选型；最后用流程图、设备图和设计书表达设计者的设计思想和全部设计内容。一项好的蒸发装置设计，除了必须要满足工艺要求以外，还要合理利用热能，降低蒸发过程的能耗，以便提高蒸汽利用的经济性。为了减少设备投资费及操作费用，提高设备生产能力，为此选择一个合理的流程、设备形式及操作条件甚为重要。 3.2 蒸发装置的设计 3.2.1 蒸发器的形式 工业上为了适应各种不同的需要，发展了多种形式的蒸发器。蒸发器是蒸发的主要设备，它主要由加热室和蒸发室组成。它的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分汽化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸汽，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。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汽全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需要真空装置。 由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构形式。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；1. 中央循环管式蒸发器 2 悬筐式蒸发器 3.外加热式蒸发器 4. 列文式蒸发器 5. 强制循环式蒸发器 （2） 单程式蒸发器 特点：溶液以液膜的形式一次通过加热器，不进行循环。 优点：溶停留时间短，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：设计和操作不当时溶液不易成膜，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：1. 降膜式蒸发器 2 升膜式蒸发器 3. 刮板 式蒸发器 4. 升—降膜式蒸发器 这些蒸发器的结构不同，性能各异，均有各自的特点和适用场合。 我们本着选用最佳蒸发器的原则选应用较为普遍的降膜式蒸发器。 降膜式蒸发器如图 3—1所示，其工作原理是：原料液由加热室顶部加 入，经分离分布后，沿管壁呈膜状向下流动，汽液混合物由加热管底部排出进入分离室，完成液由分离室底部排出。 设计和操作降膜式蒸发器的要点是使料液在加热管内壁形成均匀液膜，并且不能让二次蒸汽由管上窜出。常用的分布器形式如图3—2所示。 图3—2 降膜式蒸发器的液体分布装置 图3—2中左边所示的分布器是用一根有螺旋形沟槽的导流柱使液体均匀分布到内管壁上；中间所示的分布器是利用导流杆均匀分布液体，导流杆下部设计成圆锥形，且底部向内凹，以免使锥体斜面下流的液体再向中央聚集；右边所示的分布器是使液体通过齿缝分布到加热器内壁成膜状下流。 降膜式蒸发器大多数情况下被用于蒸发粘度较大、浓度较高的溶液，但不适用于处理易结晶和易结垢的溶液，这是因为这种溶液形成均匀液膜比较困难，传热系数不高。所以对于本设计而言，海水的预处理是必须的，这样可以减少设备内结垢，提高设备寿命。 3.2.2 多效蒸发的效数和流程 3.2.2.1 效数的确定 在实际工业生产中，大多采用多效蒸发，其目的是为了降低蒸汽的消耗量，从而提高蒸发装置的经济性。表3—2为不同蒸发装置的蒸汽消耗量，其中实际消耗量包括蒸发装置的各项热损失。 效数 理论蒸汽消耗量 实际蒸汽消耗量 蒸发1kg水所需的蒸汽量 1kg蒸汽所能蒸发的水量 蒸发1kg水所需的蒸汽量 1kg蒸汽所能蒸发的水量 装置再增加一效所能节约的蒸汽量 1 1.0 1 1.1 0.91 93 2 0.5 2 0.57 1.754 30 3 0.33 3 2.5 2.5 25 4 0.25 4 0.3 3.33 10 5 0.2 5 0.27 3.7 7 表3—2 不同效数蒸发装置的蒸汽消耗量 由表3—2中数据可以看到，随着效数的增加，单位蒸汽的消耗量会减小，但是有效温度差也会减小，使设备投资费用增大。因此，必须选择合理的蒸发效数，使操作费和设备费之和最少。 具体而言，在多效蒸发中随效数的增加，总蒸发量相同时所消耗的蒸汽量在减小，使操作费用下降。但效数越多，设备的固定投资越大，设备的折旧费就越高，而且随效数的增加，所节约的蒸馏越来越少。如从一效改为二效时，蒸汽节约93%，但从四效改为五效，仅节约10%。最合适的效数是使操作费和设备费的总和最小。 在技术上，蒸发器装置的效数过多，蒸发器操作将不能顺利的进行。在实际的工业生产中，蒸汽的压力和冷凝器的压力都有一定的限制。因此，在一定的操作条件下，蒸发器的理论总温差为一定值。当效数增加时，由于各效温差损失总和的增加，使总有效温差减小，分配到各效的有效的温差有可能小至无法保证各效料液的正常沸腾，蒸发操作将难于进行。所以，综上考虑，由日产淡水30吨确定选用三效蒸发较为合适。 3.2.2.2 多效蒸发流程的选择 多效蒸发操作蒸汽和物料的流向有多种组合，根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可分为以下几类； 并流：料液与加热蒸汽的流向相同 逆流：料液流动方向和加热蒸汽的流向相反 平流：每一效都单独平行加入料液 错流：料液与加热蒸汽在有些效间并流，在有些效间逆流 根据题目的工艺参数要求，我们选用并流蒸发流程。这种流程有如下优点：1. 由于各效的真空度依次增大，故料液在各效之间的输送不必用泵，而是靠两相邻效之间的压差自然流动； 2. 由于各效温度依次降低，故料液从前一效流经下一效时发生过热现象（闪蒸）； 3. 对于浓度大、粘度大的物料而言，后几效的传热系数比较低，由于浓度大，沸点高，各效不容易维持较大的温度差，不利于传热。但是对于海水淡化而言，浓度变化的影响很小。 3.2.2.3 蒸发的辅助设备 （1）蒸汽冷凝器 蒸汽冷凝器的作用是使二次蒸汽冷凝成水排出。冷凝器有间壁式冷凝器和接触式冷凝器两种。间壁式冷凝器可采用列管式换热器�；旌鲜嚼淠�器在蒸发过程中应用最为广泛。 （2）除沫器 在蒸发器的分离室中二次蒸汽与液体分离后，其中还会夹带着液滴，需要进一步的分离以防有用产品的损失或冷凝液被污染，因此在蒸发器的顶部设置设置除沫器。二次蒸汽经除沫器后从蒸发器引出，也可在蒸发器外设置专门的除沫器 3.3 降膜式蒸发器的设计 降膜蒸发器的主要结构尺寸： 1. 加热室、分离室的高度 2. 加热室、分离室的直径 3. 加热管的规格和长度 4. 加热管在管板上的排列方式 3.3.1 加热管的选择和管数的计算 蒸发器的加热管通常选用25×2.5mm、38×2.5mm、57×3.5mm、 等几种规格的无缝钢管，加热管的长度一般为0.6～2m。加热管长度的选择根据溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡溶液的蒸发易选用短管。根据设计任务和溶液性质，对加热管的选型： 根据经验选取：57×3.5mm，长度L=1.1m的加热管。 计算所需的管子数：n=S/d0(L-0.1) 其中： S——蒸发器的传热面积，m2 d0——加热管外径，m L——加热管长度，m 则： n =49.3/×0.057(3.5-0.1)=110.2(根) 圆整到 n =110 3.3.2 计算加热室的直径和壁厚 加热室的内径取决于加热管的规格、数目和排列方式。 加热管在管板上的排列方式选用三角形排列。 加热管外d0（mm） 19 25 38 57 管心距（mm） 25 32 48 70 表3—3 不同直径加热管对应的管心距 管心距 t 是相邻两个中心线之间的距离，t 一般为加热管的外径的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，只要管子规格确定，相应的管心距就是定值。 由表中可以查得，我们选用的管子管心距是： t =70mm 管子按照正三角形排列时，计算管束中心线上管数ne 可用下面的公式： ne =1.1 =1.1× =11.5（根） 圆整为： ne = 12（根） 计算加热室内径： D1 = t (ne - 1) +2 b′ 其中： D1——加热室内径，mm 则： D1 = 70×（12 - 1）+2×1.5×57 =941mm 加热室的内径是941mm，可取壁厚12mm 3.3.3 计算分离室的直径和高度 分离室的直径和高度取决于分离室的体积，同时，分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量和蒸汽体积流量和蒸汽体积强度有关。 V = W/3600U 其中： V——分离室的体积，m3. W——蒸发器的二次蒸汽量，kg/h ——蒸发器的二次蒸汽的密度，kg/ m3 U ——蒸发体积强度，m3/ (m3·s) 。即每立方米分离室体积每秒所产生的二次蒸汽量。一般允许值为1.1～1.5 m3/ (m3·s) 。取1.2 m3/ (m3·s). 各效蒸汽温度不相同，对应的密度也不相同，可取各效分离室的尺寸一致分离室体积宜取较大者。 则 取 确定高度和直径的关系时考虑以下原则： （1） 分离室的高度和直径之比H/D =1～2.对于降膜蒸发器来说，其分离室一般不能小于0.6m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速太大，会导致雾沫夹带。 （2） 在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可以使结构简单、制造方便。 （3） 高度和直径都适合施工现场的安放。 基于以上原则，在此我们可初步确定为： H/D =1 那么： H = D = 1.95m 3.3.4 计算接管尺寸 计算流体进出口接管的内径： d = 其中：Vs——流体的体积流量，m3/s u——流体的适宜流速，m/s 自然流动 强制流动 饱和蒸汽 空气及其他气体 0.8 ～15 0.08 ～0.15 20 ～30 15 ～20 表3—4 常见流体的适宜流速（m/s） u取 1.0 m/s Vs = =1.42×10-3 m/s d= =42.5mm 由于第一效料液的流量最大，若各效料液采用相同的尺寸，则可根据第一效的料液的流量来确定接管的尺寸。取标准管57×3.5mm 二次蒸汽出口的接管：为统一结构尺寸，二次蒸汽出口的接管尺寸应以末效（体积流量最大）的出口尺寸作为标准： Vs = =7.02m/s 饱和蒸汽流速u取 30m/s d= =545.8mm 取标准管530×10mm 3.4 降膜式蒸发器的结构 3.5 预热器的设计与选用 海水的流量为11110kg/h，设海水经过每个预热器之后温度升高15℃. 海水的比热容为3.9 kJ/kg·℃，初始温度为25℃ 3.5.1 热流量 Q=W·Cp ·△t =11110×3.9×15=6.49×105 KJ/h=180.47kW W1== =285.27 KJ/h W2 ===280.71 KJ/h W3 ===271.32 KJ/h 3.5.2 平均传热温差 △tm1 =80.3-55=25.3℃ △tm2 =61.6-40=21.6℃ △tm3 =42.9-25=17.9℃ 3.5.3 初选换热器规格 根据两流体的情况，K=400 W/(㎡·℃) 则：S1 = = =17.83㎡ S2 = = =20.89㎡ S3 = = =25.21㎡ 为了保证各效的换热效果，三个预热器都采用统一的换热面积（取换热面积较大者）。根据换热器选用标准选用如下规格换热器： 公称直径：D=400mm 管程数：Np=2 换热管数量：n=102 换热管长：L=3000mm 换热面积：S0=23.2㎡ 不锈钢耐酸钢管：25×2.5mm 管程通道截面积：f=0.0097㎡ 3.5.4 其它结构尺寸 换热管应用三角形排列方式，中心距为32mm,中心排管数为9 采用弓形折流板，圆缺率为25%，折流板间距为300mm,厚度为3mm 拉杆定距杆的结构：拉杆直径为16mm,数量为4 3.5.5 结构设计与强度计算 3.5.5.1 壁厚的确定 取设计温度为100℃，Pc =1.0Mpa 选取16 MnR 钢板为桶形材料，t =170 Mpa = = =1.13mm 设计厚度： =+ C2 =1.13+2=3.13mm 对16 MnR 钢板，钢板负偏差C1 =0.00mm,因此取=4.00mm，通过查钢板规格取得=6.00mm 。检查=6.00mm时t 无变化，取6mm合适。 3.5.5.2 换热器管箱及封头厚度 选用标准椭圆封头管箱。椭圆封头受力均匀，应用广泛。由于管程压力为0.3Mpa，可取设计压力为0.5Mpa，显然曲=6.00mm强度足够。 3.5.5.3 进出水管的设计 查表选取壳程DN =125mm 取I=200mm 管程DN =100mm 取I=150mm 接管与壳体，管箱壳体连接的结构形式，采用插入式焊接结构，且接管不得凸出于壳体的内表面。 3.5.5.4 开孔补强的计算 本接管外径均大于89mm，需要进行开孔补强。 本设计采用补强圈补强的形式，开孔的位置均在圆筒上。 a．管箱短节开孔补强及�：� b．开孔补强采用等面积不强法，由于工艺设计给定的接管尺寸，选用标准管108×4，选20号热轧碳素钢管=180Mpa，108×4，C2 =1.00mm 接管计算厚度： St = = =0.21mm 接管有效厚度： Set =Snt –C2-C1=4-1-4×0.15 =2.4mm 开孔直径： d=di + 2 C =100+2×1.6 = 103.2mm 接管有效补宽度： B= 2d =2×103.2 =206.4mm 接管外侧有效补强高度： h1 = = =20.32mm 需要的补强面积： A =ds =103.2×1.56 =161 mm2 可以作为补强面积的为： A1 =（B-d）(Se-S)=(206.4-103.2)(4-1.56)=251.8 mm2 该接管补强的强度足够，不需令设补强结构。 c.壳体接管开孔补强及�：� d.开孔补强采用等面积补强法。 由于工艺计算给定的接管尺寸选用标准管133×4，选20号热轧碳素钢管=130Mpa，133×4，C2 =1.00mm 接管计算厚度： St= = =0.51mm 接管有效厚度： Set =Snt –C2-C1=4-1-4×0.15 =2.4mm 开孔直径： d=di + 2 C =125+2×(1+4×0.15)=128.2mm 接管有效补宽度： B= 2d =2×128.2=256.4mm 接管外侧有效补强高度: h1 ===22.65mm 需要的补强面积： A =ds =128.2 ×1.56=200 mm2 可以作为补强面积的为： A1 =（B-d）(Se-S)=(256.4-128.2)(4-1.56)=312.81 mm2 A2 =2h(Set- St) fr =2×22.65×(2.4-0.51) ×130/170 =65.21 mm2 该接管补强的强度足够，不需令设补强结构。 3.5.5.5 管板 选用管板兼作法兰。管板与法兰连接的密封面为凹凸面。 查表初选管板尺寸为b=3d/4=18.7mm 取管板厚度为25mm 3.6 冷凝器的设计与选用 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严重污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋骨式及淋水管式等热交换器。当二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷凝效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛采用。 直接接触式冷凝器多孔板式。水帘式、填充塔式及水喷射式等。 多层多孔板式冷凝器是目前广泛使用的型式之一，其结构如图所示： 冷凝器内部装有4～9块不等距的多孔板，冷却水通过板上小孔分散成液滴而与二次蒸汽接触，接触面积大，冷凝效果好。但多孔板易堵塞，二次蒸汽在折流过程中压力增大，所以也采用压力较小的单层多扎板式冷凝器。但冷凝器效果较差。 根据本设计的需要，我们选用多层孔板式蒸汽冷凝器。 3.6.1 冷却水量 根据板式冷凝器的性能曲线，由冷凝器进口蒸汽压力和冷却水进口温度可查得1m3 冷却水可冷却的蒸汽量X kg，则： VL= WV/X =1515.2/20=75.8 kg/h 3.6.2 冷凝器的直径 根据冷凝器直径与蒸汽流量关系曲线，由蒸汽流量和蒸汽压力查得冷凝器的直径D可取500mm 3.6.3 淋水板的设计 淋水板数：根据规定，当D＜500mm时，取4～6块；当D≥500mm时，取7～9块.这里我们取7块较为合适。 淋水板间距：当淋水板取7～9块时，Ln+1=(0.6～0.7) Ln, L7≥0.15m 弓形淋水板的宽带：最上面的一块 B=（0.8～0.9）D m，其它各板B=0.5D+0.05 m B1=0.4m B2=B3=B4=B5=B6=B7=0.3 m 淋水板堰高h：当D＜500mm时，h=40mm；当D