0.98 1
2196.92
=1418.56+0.91W1 （kg/h） （b）
第三效的热衡算式为 W3 3[
D3r3t t
(FCp0 W1Cpw W2Cpw)23] r3 r3
W 2196.92 37083.33 3.95 W1 4.187-W2 4.187 124.83-79.47 0.98 2
2333.7
=3985.74+0.69W1（kg/h） （c） 又因W=W1+W2+W3=28183.33 kg/h （d） 联立式（a）至式（d），可得
W1=8761.17 kg/h
W2=9391.22 kg/h
W3=10030.95 kg/h
D1=9126.22 kg/h
2.5估算蒸发器的传热面积
由传热速率方程Qi KiSi ti得：Si
Qi
Ki ti
式中 Qi---第i效的传热速率，W。 Ki----第i效的传热系数，W/（m2 ℃）. ti---第i效的传热温度差，℃ Si-------第i效的传热面积，m2
Ki值见表2-5。
表2-5
9126.22 2091.1 103
Q1=D1r1= 5301066.29W
3600
则第一效蒸发器传热面积为S1=
Q15301066.29
145.31m2 K1 t13000 12.16
8761.17 2135.88 103
Q2=Wr= 5198002.16W
3600
'
11
则第二效蒸发器传热面积为S2=
Q25198002.16
140.80m2 K2 t21900 19.43
9391.22 2196.92 103
Q3=W2r2= 5731044.18W
3600
'
则第三效蒸发器传热面积为S3=
Q35731044.18
119.69m2
K3 t31100 43.53
2.6温差的重新分配与试差计算
因
S3 S1145.31 119.69
0.176 0.04，误差较大，故应调整正各效的有效温S3145.31
度差，重复上述计算步骤。
2.6.1重新分配各效的有效温度差
S
S1 t1 S2 t2 S3 t3145.31 12.16 140.80 19.43 119.69 43.53
129.30m2
12.16 19.43 43.53 t
重新分配有效温度差，得
S145.31 t1' 1 t1 12.16 13.67℃
S129.3 S140.80 t2' 2 t2 19.43 21.16℃
S129.3 S119.69 t3' 3 t3 43.53 40.29℃
S129.3
t1、 t2、 t3—分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，℃； S1、S2、S3—分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积，m2。
2.6.2重复上述计算步骤
（1）由所求得的各效蒸发量W1、W2，求各效料液的浓度，它们分别为
x1
Fx037083.33 0.12
15.71% F-W137083.33 8761.17
Fx037083.33 0.12
23.51%
F-W1-W237083.33 8761.17 9391.22
x2
x3=50%
x0—原料液的浓度；
F—原料液的进料量，kg/h； （2）计算各效料液的沸点
表2-6
因末效完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即 3 3' 3'' 3''' 1.44 10.53 1 12.97 ℃，故末效溶液的沸点t 3仍为79.47 ℃,而 t3' 40.29℃,则第三效加热蒸汽的温度（即第二效二次蒸汽温度）为 T3 T2' t3 t3' 40.29 79.47 119.76 ℃
2
119.76 273 0.37 0.42T2'2''
a 16.2 则 2 16.2℃ r2205.86 103
pm2 p2'
gh
2
197.22 103 1096.15 9.81 2.2/2 209048.55Pa
查表知Tm=121.11℃
1'' Tm T1' 121.11 119.76 1.35℃
2''' 1℃
t1 T‘2 1 143.69+2.11=145.71℃
T2 T1' t2 t2' 2 21.16 119.76 2.77 143.69℃
由第一效、第二效的二次蒸汽的温度T1'，T2'查表知气化潜热 ri
二次蒸汽压强Pi' 如下表所示
表2-7
143.69 273 0.21 0.28℃ T1'2''
1 16.2 a 16.2
r2138.12 103
pm1 p1'
2
gh
2
400.53 103 1061.98 9.81 2.2/2 411989.83Pa
由pm1查表可知水的沸点Tm=144.43℃
1'' Tm T1' 144.43 143.6 0.83℃ 1''' 1℃
1 1' 1'' 1''' 0.28 0.83 1 2.11℃
‘
t1 T1 1 143.69+2.11=145.71℃
（3）各效的焓衡算 第Ⅰ效：
W1 1
D1r12091.1D1
0.98 =0.96D1 （kg/h） （e） 'r12138.12
第Ⅱ效：
W2 2[
D2r2t t
(FCp0 W1Cpw)12] r2 r2
W 2138.12 37083.33 3.95 W1 4.187 145.71-122.53 0.98 1
2205.86
0.90W1 1493.97 （kg/h） （f） 第Ⅲ效：
W3 3[
D3r3t t
(FCp0 W1Cpw W2Cpw)23] r3 r3
W 2205.86 37083.33 3.95 W1 4.187-W2 4.187 122.53-79.47 0.98 2
2333.7
0.689W1 3918.97 （kg/h） （g）
又因W=W1+W2+W3=28183.33 kg/h （h） 联立式（e）至（h），可得
W1=8791.66 kg/h
W2=9406.46 kg/h
W3=9976.42 kg/h
D1=9157.98 kg/h （4）计算蒸发器的传热面积
9157.98 2091.1 103
Q1=D1r1= 5319514.44W
3600
则第一效蒸发器传热面积为S1=
Q15319514.44
129.71m2 K1 t13000 13.67
8791.66 2138.12 103
Q2=Wr= 5221562.24W
3600
'
11
则第二效蒸发器传热面积为S2=
Q25221562.24
129.88m2 K2 t21900 21.16
9406.46 2205.86 103
Q3=W2r2= 5763703.85W
3600
'
则第三效蒸发器传热面积为S3=
Q35763703.85
130.05m2 K3 t31100 40.29
因
S3 S1130.05 129.71
0.0026 0.04 S3130.05
计算误差在0.04以下，试差结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。 取面积S
S1 S2 S3129.88 130.05 129.71
110% 110% 143m2 33
第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计
中央循环管式蒸发器主体分为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。