课程设计蒸发器Word下载.docx
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假设各效传热面积相等，并忽略热损失。
（3）设备型式：
中央循环管式蒸发器。
（4）厂址：
四川绵阳。
（5）工作日：
每年300天，每天24小时连续运行。
二、基本要求
（1）设计方案的简介：
对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。
（2）蒸发器的工艺计算：
确定蒸发器的传热面积。
（3）蒸发器的主要结构尺寸设计。
（4）绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图。
（5）设计结果汇总。
（6）对设计过程的评述和有关问题的讨论。
（7）编写课程设计说明书。
三、参考资料
[1]中国石化集团上海工程有限公司等.化工工艺设计手册（第四版上、下册）.北京:
化学工业出版社,2009.
[2]尾范英郎（日）著.徐忠权译.热交换设计手册.北京:
化学工业出版社,1981.
[3]时钧,汪家鼎.化学工程手册.北京:
化学工业出版社,1996.
[4]卢焕章.石油化工基础数据手册.北京:
化学工业出版社,1982.
[5]陈敏恒，丛德兹.化工原理（上、下册）（第二版）.北京:
化学工业出版社,2000.
[6]大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连:
大连理工大学出版社,1994.
[7]柴诚敬,刘国维,李阿娜.化工原理课程设计.天津:
天津科学技术出版社,1995.
目录
II
目
录
1
设计方案简介
..........................................
1.1
设计方案论证
.............................................
1.2
蒸发器简介
...............................................
1
2
设计任务
..............................................
3
2.1
估算各效蒸发量和完成液浓度
...............................
3
2.2
估算各效溶液的沸点和有效总温度差
.........................
2.3
加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
...................
6
2.4
蒸发器传热面积的估算
.....................................
7
2.5
有效温差的再分配
2.6
重复上述计算步骤
.........................................
8
2.7
计算结果列表
............................................
11
蒸发器的主要结构尺寸的计算
...........................
12
3.1
加热管的选择和管数的初步估算
............................
3.2
循环管的选择
12
3.3
加热室直径及加热管数目的确定
3.4
分离室直径和高度的确定
..................................
3.5
接管尺寸的确定
13
4
蒸发装置的辅助设备的选用计算
15
4.1
气液分离器
15
4.2
蒸汽冷凝器的选型设计
....................................
5
评述
.................................................
19
5.1
可靠性分析
5.2
个人感想
................................................
参考文献
20
第一章绪论
多效蒸发的目的是：
通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。
目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。
本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。
下面就此流程作一简要介绍。
并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。
因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；
前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。
此流程有下面几点优点：
①各效间压力差大，可省去输料泵；
②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；
③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；
④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。
同样也存在着缺点：
由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。
因此，本流程只适应于黏度不大的料液。
随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。
根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。
循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；
单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升－降膜式及刮板式等。
还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。
工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。
本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。
中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。
其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40%~100%。
加热管长一般为1~2m，直径25~75mm，长径比为20~40。
其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。
至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。
但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；
管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；
设备的清洗和检修不够方便。
其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。
并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图所示：
第二章设计任务
估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量：
W=11000*（1-0.047/0.237）=8819
设三效蒸发：
W1:
W2:
W3=1:
1.1:
1.2
W=W1+W2+W3=3.3W
W1=8819/3.3=2672.4kg/h
W2=1.1*2672.4=2039.7kg/h
W3=1.2*2672.4=3206.9kg/h
得到各效料液浓度：
X1=FX0/（F-W1）=11000*0.047/（11000-2672.4）=0.0621
X2=FX0/（F-W1-W2）=11000*0.047/（11000-2672.4-2939.7）=0.0960
X3=0.237
估算各效溶液的沸点和有效总温度差
P1=500KPaPk=20KPa
各效之间的平均压差：
∑△P=P1-Pk=500-20=480KPa
ΔPi=ΣΔP/3=160KPa
故P1=500-ΔPI=500-160=340KPa
P2=P1-ΔPi=340-160=180KPa
P3=20KPa
对第一效：
查的常压下浓度为6.21%的NaOH沸点为101.6℃
Δ＇=101.6-100=1.6℃
查的二次蒸汽为640KPa时的饱和温度为T1＇=137.7℃r＇=2155.2KJ/Kg
Δ＇=0.0162*（137.7+273）2/2155.2*1.6=2.0℃
液层的平均压力Pavi=340+1014*9.81*1.5/（2*103）=347.5KPa
此压力下的水的沸点138.5℃
Δ＇＇=138.5-137.7=0.8℃
取Δ＇＇＇=1℃
则第一效溶液的温度t1=T1＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=137.7+1.6+0.8+1=141.1℃
对第二效：
查的9.6%的NaOH溶液沸点为102.8℃
Δ＇常=102.8-100=2.8℃
二次蒸汽在180KPa时饱和温度为T2＇=116.6℃r2＇=2214KJ/Kg
Δ＇=0.0162*（116.6+273）2/2114*2.8=3.1℃
液层的平均压力Pav2=180+1060*9.81*1.5/（2*103）=187.7KPa
此时水的沸点为118℃
Δ＇＇=118-116.6=1.4℃
第二效溶液温度t2=T2＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=116.6+3.1+1.4+1=122.1℃
对第三效：
查的23.7%的NaOH溶液沸点为110℃
Δ＇常=110-100=10℃
二次蒸汽在20KPa时饱和温度为T3＇=60.1℃r2＇=2355KJ/Kg
Δ＇=0.0162*（60.1+273）2/2355*2.8=7.6℃
液层的平均压力Pav3=20+1239*9.81*1.5/（2*103）=29.1KPa
此时水的沸点为68.2℃
Δ＇＇=68.2-60.1=8.1℃
第二效溶液温度t3=T3＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=60.1+7.6+8.1+1=76.8℃
查的500KPa下饱和蒸汽温度为151.7℃汽化潜热为3113KJ/Kg
有效温度差∑Δt=（Ts-tk＇）-∑Δ
∑Δt=151.7-60.1-26=65.6℃
2.3求加热蒸汽量及各效蒸发量
第一效为沸点加料有：
T0=t1=141.1℃
热利用系数η=0.98-0.7*（0.0621-0.0477）=0.978
则W1=η1D1r1/r＇1=0.978*2113/2155.2*D1=0.959D1
η2=0.98-0.7*（0.096-0.0621）=0.956
W2=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo）（t1-t2）/r＇2]=0.896W1+340.2
η3=0.98-0.7*（0.237-0.096）=0.881
W3=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo-W2Cpo）（t2-t3）/r＇3]=0.694W1+677.5
W1+W2+W3=8819KJ/Kg
解得：
W1=3012KJ/Kg
W2=3039KJ/Kg
W3=2767.8KJ/Kg
D1=3140.8KJ/Kg
2.4蒸发传热面积估算
Si=Qi/KiΔti
Q1=D1*r1=3140.8*2113*103/3600=1.843*106w
Δt1=T1-t1=151.7-141.1=10.6℃
S1=1.843*106/（1500*10.6）=151.9m2
Q2=W1r2＇=3012*2214*1000/3600=1.852*106
Δt2=T2-t2=137.7-122.1=15.6℃
S2=1.852*106/（1000*15.6）=118.7m2
Q3=W2r3＇=3039*2355*1000/3600=1.988*106
Δt3=T3-t3=116.6-76.8=15.6℃
S3=1.988*106/（600*39.8）=83.2m2
误差：
1-Smin/Smax=1-83.2/151.9=0.45误差过大
有效温差的再分配
S=（S1Δt1+S2Δt2+S3Δt3）/∑Δt=（151.9*10.6+118.7*15.6+83.2*39.6）/65.6=103.3m2
重新分配有效温差Δt1＇=S1/S*Δt1=151.9/103.3*10.6=15.6℃
Δt2＇=S2/S*Δt2=118.7/103.3*15.6=17.9℃
Δt3＇=S3/S*Δt3=83.2/103.3*39.8=32.1℃
2.6重复上述计算
计算个料液浓度，由所求的的各效蒸发量可得各效料液浓度：
X1=FX0/（F-W1）=11000*0.047/（11000-3012）=0.065
X2=FX0/（F-W1-W2）=11000*0.047/（11000-3012-3039）=0.104
计算各料液的温度，因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，个温度损失视为恒定值，故末效温度任为76.8℃
t3=76.8℃
T3=T2＇=t3+Δt3＇=76.8+7.6+8.1+1=93.5℃
由第二效蒸汽温度T2＇以及第二效料液浓度X2查杜林线图得到第二效料液沸点为102.1℃。
而由液柱静压力及流动阻力引起的误差视为不变，则可得到第二效温度为:
t2=tA2+Δ2＂+Δ2＇＇＇=102.1+0.8+1=103.0℃
同理T2=T1＇=t2+t2＇=103.5+17.9=121.4℃
由T2以及第一效料液浓度查杜林线图得到第一效料液沸点为128.6℃
则第一效的料液温度为t1=tA1+Δ1＂+Δ1＇＇＇=128.6+2.0+1=131.6℃
重新分配各效温度情况列于下表:
效次
一
二
三
加热蒸汽/℃
151
121.4
93.5
有效温差/℃
15.6
17.9
32.1
料液温度/℃
131.6
103.0
76.8
各效热量恒算：
第一效η=0.98-0.7*（0.065-0.047）=0.967
则W1=η1D1r1/r＇1=0.967*2113/2245.6*D1=0.950D1
η2=0.98-0.7*（0.104-0.065）=0.953
W2=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo）（t1-t2）/r＇2]=0.81W1+488.6
η3=0.98-0.7*（0.237-0.104）=0.887
W3=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo-W2Cpo）（t2-t3）/r＇3]=0.635W1+827.8
W1=2980.3KJ/Kg
W2=3029.7KJ/Kg
W3=2809.0KJ/Kg
D1=3137.2KJ/Kg
与第一次计算结果比较：
｜1-2980.3/3012｜=0.011
｜1-3029.7/3039｜=0.003
｜1-2809/2767.8｜=0.014
相对误差都在0.05一下，故各效蒸发量计算合理。
蒸发传热面积的计算：
Q1=D1*r1=3127.2*2113*103/3600=1.841*106w
Δt1=15.6℃
S1=1.841*106/（1500*15.6）=98.7m2
Q2=W1r1＇=2980.3*2245.6*1000/3600=1.859*106
Δt2＇=17.9℃
S2=1.859*106/（1000*17.9）=103.8m2
Q3=W2r2＇=3029.7*2270.2*1000/3600=1.911*106
Δt3=32.1℃
S3=1.911*106/（600*32.1）=99.2m2
1-Smin/Smax=1-98.7/151.9=0.04误差<
0.05,故迭代计算结果合理。
取平均传热面积S=100.5m2
2.7计算结果列表
冷凝器
加热蒸汽温度Ti/℃
60.1
操作压力pi＇KPa
340
180
溶液温度ti/℃
完成液浓度Xi/%
6.5
10.4
23.7
蒸发量Wi/kg*h-1
2980.3
3029.7
2809.0
蒸汽消耗量D/kg*h-1
3137.2
传热面积Si/m2
100.5
蒸发器的主要结构尺寸的计算
加热管的选择和管数的初步估算
所需管子数n=S/πd0（L-0.1）
其中
S—蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定
d0—加热管外径，m
L—加热管长度，m,取
L=2m,
管径d0=57mm
n=100.5/（3.14*0.057*1.9）=295.5≈296根
正三角形排列如图所示：
循环管的选择
由经验公式循环管内径：
Di=√（0.4-0.1）ndi
因为S较大，取：
Di=√（0.4n）di
所以Di=0.548m
选取φ630×
20mm
按正三角形排列，管束中心在线管数
nz=1.1*√296=19根
加热室内径Di=t（nc-1）+2b＇
其中t为管心距，取0.07m,
b=1d0
Di=0.07*（19-1）+2*1*0.057=1.374m
3.4分离室直径和高度的确定
分离室的体积V=W/3600Ρu
其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度，U为蒸气体积强度，
一般允许值为1.1—1.5m3/（m3·
s）
取W=W3=2809kg/h，ρ=0.2668kg/m3
U=1.1m3/（m3·
s）。
所以V=2.959m3
分离室高度和直径的关系为：
V=πd2H/4d=di=1.374
求得H=1.997m
接管尺寸的确定
3.5.1
热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs
为流体的体积流量
流体进出口的内径d=√（4Vs/πu）
因为第一效流量最大，所以取其为计算量
Vs=2809/3600/0.124=6.293m3/s
取流速为25m/sd=√（6.293*4/25π）=0.5663m
取管为φ570×
则实际流速为u=4*6.293/3.14*0.52=32.06m/s
3.5.2
溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量
Vs=11000/3600/1170=0.00261m3/s
因为其流动为强制流动，u
=0.8--15
m/s,所以取u
=
m/s
则有
d=√（4*2.61*10-3/3.14*3）=0.0332取管φ38×
2.5
则实际流速为u=4*0.0332/3.14/0.032=43.40m/s
3.5.3
冷凝水出口
其中Vs
Vs=Ws/p=2809/3600/998=7.818*104m3/s
按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15
m/s,取u=0.12m/s，则计算出
d=√（4*7.818*10-4/3.14/0.1）=0.099m
取管φ108×
10实际流体流速为
u=4*7.818*10-4/3.14/0.12=0.099m/s
蒸发装置的辅助设备的选用计算
4.1.1
本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体。
其性能参数如表
表
0-1
惯性式除沫器性能参数如表
捕捉雾滴的直径
压力降
分离效率
气速范围
>
50μm
196～588KPa
85～90
％
常压12～25m/s减压>
25m/s
4.1.2
分离器的选型
由D0≈D1
D1：
D2：
D3：
=1：
1.5：
2.0
H=D-3
H=（0.4～0.5）D1
D0－二次蒸汽的管径，m
D1－除沫器内管的直径，m
D2－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－除沫器的内管顶部与器顶的距离，m，m
所以
D1=
D0=0.57
m
D2=0.855m
D3=1.14m
H=D3=1.14m
h=0.5D1=0.285m
4.2.1
本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表
水气接触
压强
塔径范围
结构与要求
水量
面积大
1067～2000Pa
大小均可
较简单
较大
4.2.2
蒸汽冷凝器的选型
1.冷却水量的确定
查多孔板冷凝器的性能曲线得18kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度
20℃,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=2809/53=53m3/h
2、冷凝器直径
取二次蒸汽的流速u=15m/s
D=√（4W/πρu）=√（4*2809/3600/3.14/15/0.124）=0.731
3、淋水板设计
因为D>
500mm,取淋水板8块
淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln
计算，取L末=0.15m
即L7=0.15m.依次计算出：
L6=L7/0.7=0.21
L5=L6/0.7=0.30
L4=L5/0.7=0.43
L3=L4/0.7=0.61
L2=L3/0.7=0.87
L1=L2/0.7=1.24
L0=L1/0.7=1.77
弓型淋水板的宽度
B‘=0.8D=0.8×
649=519.2mm
B=0.5D+50=0.5×
649+50=374.5mm
其中B‘为最上面的一块板，B为其它板
淋水板堰高h，取h=50mm
淋水板孔径
冷却水循环使用，取8mm
淋水板孔数
淋水孔流速u0=√ηφ（2gh）
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