合肥工业大学化工原理课程设计说明书.docx

1、合肥工业大学化工原理课程设计说明书设计题目 学生姓名 学 号专业班级 指导老师 日 期 设计 题目课 程 设 计 主 要 内 容指 导 教 师 评 语KNO 3水溶液三效并流蒸发系统设计成绩一、具体工艺参数如下：原料加料量 F= 5859.375 kg/h 。料液：原料液：x0 = 10% (质量分数)，20c进料。完成液x3=40%。蒸发器热损失为本效加热蒸汽供热的 3% o末效真空度：0.8 atm o冷却水温度：进口 20C,出口 40Co二、工艺操作条件：间接蒸汽加热，压力为0.4 MPa(表压)。当地大气压：760 mmHg三、主要内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算先预估

2、各效蒸发量，再预估各效由于温度差损失而造成的沸点升高，从而 获得各效溶液沸点，接下来初步计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发水量。下一步 计算总传热系数K,再计算传热面积S,若不符合要求需再次进行温度差分配。 3、主要设备工艺尺寸设计(1)加热管管长及管径，管数。(2)中央循环管管径。(3)加热室直径和分离室直径。(4)接管尺寸(料液进出口，加热蒸汽进口与二次蒸汽出口，冷凝水出口接 管)4、设计结果汇总5、工艺流程图及一效蒸发器总装图建议：从学生的工作态度、工作量、设计(论文)的创造性、学术性、实用性及书面表达能力等方面给出评价。6签名：2011年 月 日摘要:蒸发操作是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾

3、， 使其中的挥发性溶剂部分汽 化，目的是获得浓缩的溶液。本次设计利用三效蒸发将4 乂 104t 10%KNO3溶液浓缩至40%采用中央循环管式。我们计算所得面积为40. 3 m2;加热管采用三角形排列；辅助设备有气液 式除沫器、多孔板接触式蒸发冷凝器、浮头式列管换热器、真空泵、离心 泵和支座。蒸发器加热管选用357M 3.5mm无缝钢管,管长2m中央循环管 选用6 457 x17mm ;加热管数目为162根；分离室直径1.15m、高度2.30m ； 冷凝器直径为429.3mm淋水板取4块。关键词：蒸发，中央循环管，三效并流蒸发系统。目 录化工原理课程设计成绩评定表1化工原理课程设计任务书2中英

4、文摘要4第一章.概述 61.1 蒸发操作的特点61.2 蒸发操作的分类 61.3 蒸发设备 71.4 蒸发流程示意图 9第二章.蒸发工艺设计计算 102.1 完成液浓度计算 102.2 各效溶液的沸点和总有效温度差估算 102.3 加热蒸汽消耗量和各效水分蒸发量 132.4 传热系数确定 152.5 有效温度差在各效的分配 152.6 蒸发器传热面积的估算 222.7 计算结果列表 23第三章.蒸发器主要结构尺寸计算 233.1 加热管的选择和管数的初步估计 231.1 2循环管的选择233.3 加热管的直径以及加热管数目的确定 243.4 分离室直径和高度的确定 253.5 接管尺寸的确定

5、26第四章.蒸发装置的辅助设备 274.1 气液除沫器 274.2 蒸汽冷凝器 284.3 真空泵的选型 294.4 预热器的选型30第五章主要设备强度校核计算及校验 315.1 蒸发室厚度校核315.2 加热室厚度校核325.3 支座的选取与校核 32第六章设计总结 346.1 设计结果汇总表346.2 设计评价 366.3 心得体会 36附录1 37附录2 38参考文献 40第一章 . 概述1.1 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汽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) 沸点升高 蒸

6、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汽压低，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。在加热蒸汽温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。(2) 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) 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汽。如何充分利用热量，提高加热蒸汽的利用率是蒸发操作要考虑的

7、另一个问题。1.2 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汽，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)可以利用低压蒸汽作为加热剂；( 3)

8、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，所得到的二次蒸汽温度较高，可作为下一效的加热蒸汽加以利用。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。1.3 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汽，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，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。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

9、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

10、. 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12簿加热管径多为2575mm之间。但实际上，由于结构上

11、的限制，其循环速度一般在0.40.5m/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。9第二章.蒸发工艺设计计算2.1 完成液浓度计算总蒸发量：-F= 5859.375kg /hW=F 1XoX3 J=W1 W2 W3 = 4394.53125kg/h43因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设W1 : W2: W3 =1:1.1:1.2W =W1 W2 W3 =3.3W15859.375Wi 二3.3=1331.68kg /hW2 =1.1 1331.68 =1464.84 kg / hFxoF -W1W3 =1.2 1331.68 =1598.01kg/h= 0.1467

12、5859.375 0.105859.375 -1331.68FX0F -W1 -W2=0.19135859.375 0.105859.375 -1331 .68 -1464.84X3 =0.402.2 各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差设各效间压力降相等，则总压力差为工 AP = R PK =400 + 0.8父101.3 = 481.04 kPa AP各效问的平均压力差为 ? =160 .3467kPa3由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P；=P1 -位=340.9533 kPaP2 = P - 2 Api = 180 .6066kPaP3 = PK = 20 .26kPa由各效的二次蒸

13、汽压力，从手册中可查得相应的二次蒸汽的温度和气化潜热列 于下表中。表1二次蒸汽的温度和气化潜热IR二次蒸汽压力P, kPa340.95180.6120.26二次蒸汽温度Ti；C137.8116.860.3（即下一效加热蒸汽的温度）一次烝汽的r化潜热片 ,kJ/kg215522142355（即下一效加热蒸汽的气化潜热）（1）各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 可用校正系数法求得校正系数法：.二1:0式中常压下由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失，口C ；某些溶液在常压下的沸点tA值可从手册查到；f 校正系数，量纲为一。一般取 f =0.0162 （T1 273） r式中 T；操作压强下水的沸点，

14、亦即二次蒸汽的饱和温度，（：C;一一操作压强下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg 。查表得：101.3kPa下，13.19%KNO3和23.66%KNO3的沸点分另1J为101和102七tA1=100.97 C tA2 =101.56 CtA3=103.56 C4=f1 A0 =0.162 (T1 +273) x 0.97=1.23 七 14=f2 40=0.162 (T2 +273)1.56=1.73 Cr2N= f3 A； =0.162 (T3 +273) m 3.56=2.67 兀Z A=1.23+1.73+2.67 = 5.63*C(2)由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失)为简便计算

15、，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Pm =P 号所以Pmi = 340.951.0175 9.81 一 八 一二 345.94 kPaPm2 =180.6121.0361 9.81 1 =185.69 kPa21.07562 9.81 1.Pm3 =20.26 =25.54 kPa2由平均压力可查得对应的饱和温度为Tp1v1TpPav2Tp1v3= 138.3534 C= 117.6242 C= 63.6456 C所以4, = Tp：v1 T； = 138.3534-137.8=0.5534。A2 =TP -丁2： =117.

16、6242-116.8=0.8242 C 2Pav22&= TP 3 _丁3 =63.6456-60.3 = 3.3456 C工 ” = 0.5534 + 0.8242 + 3.3456 = 4.7232C(3)由于不计流动阻力产生压降所引起的温度差损失则 A“=0七，故各效总的温度差损失为Z A=5.63+4.7232 + 0 =10.35七(4)各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸汽PJ及温度差损失:,即可由下式估算各效料液的温度titi =TJ+A4 = 4 + A+ AT=1.23 + 0.5534 + 0 = 2.55 e& = & + & + &= 1.72 + 0.82 + 0

17、= 2.55 P& = 4 + + 43.35 + 2.67 + 0 = 6.02 Pti =T1+4 =137.8 + 2.55 =139.58口 Ct2 =T2 + & =116.8 + 2.55 = 119.35 Ct3 =T3 + 4 =60.3 + 6.02 = 66.32 口 C有效总温度差Z At=(Ts -TK )-Z A由手册可查得501.3kPa饱和蒸汽的温度为151.8七、气化潜热为2113kJ/kg ,所Z N = (TS-TK)- A = 151.8-60.3-10.35=81.15 C2.3 加热蒸汽消耗量和各效水分蒸发量第I效的热量衡算式为W=“3。=/ir11

18、j对于沸点进料，t0寸1 ,考虑到KNO3溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为勺=0.98-0.70.129-0.1 =0.9597所以W1 =4 D1 = 0.9597乂 2113 D1 = 0.9410D112155同理 第II效的热量衡算式为W2l tt1 t2(Fcp0 W1cpw ), 2W2WJ2L FCp0 WCpwWj2=坨 ，+ 一2= 0.98 -0.70.191 -0.129 ) = 0.93662155139.58 -119.35= 0.9366W15859.375 3.768 -4.187W1 _22142214= 0.876W1 188.745对于第in效，同理可得

19、地=0.98-0.7 0.40-0.191 =0.8337-I-, - , . ,. t2 t3+ (FCp0 WCpw W?Cpw );32214119.35-66.32= 0.8337W25859.375 3.768 - 4.187W - 4.187W2 _23552355= 0.7052W2 -0.078604W 414.4792又因为 皿 W2 W3 =4394.53125kg/h联解上面各式，可得W1 =1515.196 kg/h W2 = 1515.348kg/h W3 =1364.002 kg/h D1 =1610.198 kg/h2.4 传热面积的确定QiS 二一-KiAtiQ

20、1 =D1r1 =1610.198 2113 10003600 = 9.45 105 W& =T1 -t1 =151.8-139.58 = 12.22 Cc Q19.45 1052 = = 38.67 mK1Ati2000 12.22Q2 =皿。=1515.196 2155 10003600 = 9.07 105 WAt2 =T2 -t2 =137.8-119.35 = 18.45 CS2 =Q2一59.07 1052=49.16 m2K2At2 1000M18.45Q3 =W42 =1515.348 2214 10009.32 105 W3600及3 = T3 -13 = 116.8 - 6

21、6.32 = 50.48 Cc Q39.32 1052S3 = = 36.93 m误差为1-mnK3N3500 M 50.48=1-竺93 = 0.249,误差较大，应调整各效的有效温度差，重复49.16上述计算过程。2.5 有效温度差在各效的分配S = S&1s2纯 $醺Z At典 12.22 49.16 18.45 36.93 50.48 : 39.97 m281.15重新分配有效温度差，可得及2=SS_ S2一 s_ S3一 sAt238.6712.22 = 11.82 C39.9749.1618.45 = 22.69 C39.973693 50.48 = 46.64 C39.972.5

22、.1 重复上述计算步骤(1)计算各效料液由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即X2FxoF -Wi5859.375 0.105859.375-1515.96= 0.135FxoF -W1 -W25859.375 0.105859.375-1515.96-1515.348=0.207x3 = 0.40 3(2)计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压强均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末 效溶液的温度仍为66.32 0即t3 =66.32 C则第田效加热蒸汽的温度(也即第II效料液二次蒸汽温度)为T3 =T = t3 + 及；= 66.32 + 46.64 = 112.96 口 C

23、由第II效二次蒸汽的温度(112.96C)即第II效料液的浓度(X2 =0.207),根 据校正系数法可得第II效料液的沸点为115.647 P.同理丁2=t2 t2 =115.647 22.69 = 138.337 C由第I效二次蒸汽的温度(138.337 9)及第I效料液的浓度(0.135),根据校正 系数法可得第I效料液的沸点为139.43七o第I效料液的温度也可由下式计算t1 =丁 -及;=151.8-11.82 = 139.98 C说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变， 即X N =11.82 + 22.69+ 46.64 = 81.15 温度差重新分配

24、后各效温度情况列于下表：表2三效蒸发器各效的温度Inm加热蒸汽温度，CT1=151.8T 1=138.337T 2=112.96有效温度差，CAt； =11.82At2 =22.69 t3 = 46.64料液温度(沸点)，P11=139.9812=115.64713=66.32(3)各效的热量衡算T1 =138.337 C ri =2160 kJ/kgT2 =112.96 C 2 二 2224 kJ / kgT3 =60.3 C 3 =2355 kJ/kg勺=0.98-0.7 Ax1 =0.98-0.7(0.135-0.10) = 0.9555D1rl2113W1 =勺 二1 = 0.9555

25、MD1 = 0.9347D112160第口效T2 =0.98-0.7A x2 =0.98-0.7 0.207-0.135 =0.9086Wr2t -t2W2 = |T +(Fcp0 -W1Cpw 六三IL22=0.90862160_2224W15859.375 3.768 - 4.187W1139.98-115.6472224= 0.8408 219.48T3 =0.98-0.7 0.40-0.207 =0.8449Xfl/W2r3W3 = T3 | 一3一 t2 -t3 1+ (FCp0 -W1cpw W2cpw )；r32224115.647-66.32= 0.8449 W2 5859.3

26、75 3.768 - 4.187W -4.187W21123552355= 0.7238W2 -0.0741W 390.716又因为皿 W2 W3 = 4394.53125kg/h联解上面各式得W =1526.3419 kg/hW2 =1502.8283 kg/hW3 = 1365.3611kg/hD1 =1426.67 kg/h1515.19611526.3419,1515.34811502.82831364.00211365.3611与第一次计算结果比较，其相对误差为= 0.0073=0.0083= 0.0010计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液无明 显变

27、化，不需要重新计算。(4)蒸发器传热面积的计算Q1 =D1r1 =1426.67 2113 10003600 = 8.37 105 W& =11.82 CQ1K1也8.37 1052000 11.82=35.4 m2Q2 =W1r1 =1526.34 2160 10003600 = 96 105 W组=22.69 CQ2K2 At29.16 1051000 22.69_2=40.4 mQ3 =W2r3 =1502.83 2224 10003600 = 9.28 105 W4=46.64 CS3 =Q3K3N3_59.28 105500 46.64= 39.8 m2误差为1_Smn =0.124

28、 0.05,误差较大，故应调整各效的有效温差，重复上述 S max计算步骤。2.5.2 重新分配各效的有效温度差C 4+$2也十S3 At3S 二Z &35.4 11.82 40.4 22.69 39.8 46.64 的 2=39.33 m81.15重新分配有效温度差，得S 35 4及1二及1= 11.82 = 10.64 CS 39.334 =S2N2 ;2404 22.69 = 23.31 CS 39.33S3.39.8八At3 = At3 = 46.64 = 47.20 CS 39.33Q1K058.37 102000 10.64= 39.33 m2S2 二Q2K2 及2”59.16 1

29、01200 12.32=39.30 mS3=Q3K3At39.28 105500 26.1 2= 39.32 m误差为1 _叫 =1 3930 = 0.00076 0.05 ,结果合理Smax39.332.5.3重复上述计算步骤（1）计算各效料液由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即XiFX05859.375 0.10=0.135F-W5859.375-1526.3419X2FX05859.375 0.10F _ W1 _ W2 5859.375-1526.3419-1502.8283=0.207x3 =0.40（2）计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温度差损失

30、可视为恒定，故末效溶液的温度仍为66.32 P, 即t3 =66.32 C则第田效加热蒸汽的温度（也即第II效料液二次蒸汽温度）为T3 =T2=t3 + N3 =66.32 + 47.2 = 113.52 由第II效二次蒸汽的温度（113.52 ）即第II效料液的浓度（0.207）,根据校 正系数法可得第R效料液的沸点为116.22 C.同理T2 =T1 =t2 t2 =116.22 23.31 =139.53 C由第I效二次蒸汽的温度（ 139.53七）及第I效料液的浓度（0.135）,根据校正 系数法可得第II效料液的沸点为141.4七。第I效料液的温度也可由下式计算t1 =T1 -及;=

31、151.8-10.64 = 141.16 七说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变， 即E At =10.64 + 23.31 + 47.2 = 81.15 七温度差重新分配后各效温度情况列于下表：表2三效蒸发器各效的温度Inm加热蒸汽温度，CT1=151.8T 1=139.53T 2=113.52有效温度差，CAt； =10.64At2 = 23.31At 3 = 47.2料液温度（沸点），P11=141.1612=116.2213=66.32各效的热量衡算T1 =139.53 Cri =2150 kJ/kgT2 =113.52 Cr2 =2217 kJ/kgT3

32、： -60.3 C4=2355 kJ/kg第I效T1 =0.98-0.7 回=0.98-0.7父(0.135-0.10) = 0.9555D1r12113W1 =0.9555MD1 = 0.9479D11r12150 11第口效= 0.98-0.7 A x2 =0.98-0.7父(0.207-0.135)= 0.9296W2:W1r2 一 t1-12=%.| 十(FCp0 -W1Cpw )；一22 一2150141.16-116.22= 0.9296W1 5859.375 3.768-4.187W1IL22172217=0.8578W1 230.9T3 =0.98-0.7 0.40-0.207

33、 =0.8449W2Gtn - toW3 =地.|T +(FCp W&w -W2CpwJ3 一= 0.8449 2217W25859.375 3.768 -4.187W -4.187W2 116.22- 66.32_23552355-0.7203438W2 -0.074958W1 395.2548又因为w W2 W3 = 4394.53125kg/h联解上面各式得W1 =1500.385 kg/hW2 -1517.93 kg/hW3 =1376.215 kg/hD1 =1422.215 kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为1 - 1526.341500.385= 0.0171 -1502

34、.831517.93= 0.0101 - 1365.361376.215=0.008计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液无明 显变化，不需要重新计算。2.6 蒸发器传热面积的计算S1=Q18.35 1052= 39.23 mK1At12000 M10.64S2 二Q2K2At2 1200M12.38.96 1052= 39.44 m2S3 =Q39.35 1052=39.61 mK3At3500M26.1误差为1 -Sm=1 -3844 = 0.02950C139.53113.5260.3二次蒸汽流量 W, kg/h1500.3851517.931376.215

35、二次蒸汽密度p, , kg/n31.93880.92260.13196依据上表数据，分别算出各效分离室数据W33600 3 U-2.414 m31376.2153600 0.13196 1.2为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积V取最大值V = 2.414m33.4.2分离室的高度和直径的确定确定需考虑的原则：(1 H:D=12(2) H ,1.8(3)V -D2H4所以取H 30 mD =1.15 m3.5接管尺寸的确定流体进出口计算3.5.1 溶液的进出口为统一管径，按第I效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即u=0.8 1.5 m/s,此处选取 u=1.2 m/s则依据无

36、缝钢管的常用规格选为小60x 3.5mm的标准管5.5.2加热管蒸汽进出口与二次蒸汽出口的确定表4流体的适宜流速强制流体的液体，自然流体的液体，空气及其他气体,饱和蒸汽，m/s0.81.50.08 0.1520 3015 20饱和蒸汽适宜的流速 u=20 30 m/s,此处取=25 m/s为统一管径，取体积流量最大的末效流量为计算管径的体积流量，则Vs31376.2150.13196 3600一一一 3= 2.897 m /s念d =4 2.897384.2mm3.14 25依据无缝钢管的常用规格选用为 小406x 9mm勺标准管蒸汽进口:运 1517.93出 一 0.9226 3600一3

37、一-0.457 m /sd _ 4Vs2 _ 4 0.457 ux -3.14x25=152.6mm依据无缝钢管的常用规格选用为 小165X 5mm勺标准管5.5.3冷凝水进出口的确定冷凝水的排出属于自然流，u = 0.08 0.15m/s,设u冷凝水=0.1m/s对于各效冷凝水密度可查的表为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则d =4 1517.933.14 992.2 0.1 3600=36.79mm依据无缝钢管的常用规格选用直径为小48x 3.5mm的标准管第四章蒸发装置的辅助设备4.1气液除沫器根据蒸汽流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液除沫器。其主要尺寸确定为：除沫器内管的直径D1 D。4Vs , 147.4mm二 u且 D1 :D2。-1:1.5:2除沫器外罩管的直径D2 =1.5 D1 =1.5 147.4mm = 221.1mm除沫器外壳的直径D3 =2 D1 =2 147.4mm = 294.8mm除沫器的总高度H =D3 = 294.8 mm除沫器内管顶部与器顶的距离h =0.4 D1 =0.4 147.4mm = 58.96mm为设计方便取h =60 mm4.2蒸汽冷凝器选用多层多孔板式冷凝器，