三效蒸发装置课程设计.docx
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三效蒸发装置课程设计
三效蒸发装置课程设计
一、化工原理课程设计任务书
.................................................................3
二、蒸发器的形式、流程、效数论证
.................................................................4
三、蒸发器工艺设计计算...........................................5
四、蒸发器工艺尺寸计算..........................................13
五、蒸发装置的辅助设备..........................................19
六、课程设计心得................................................21
一、化工原理课程设计任务书
一、设计题目
NaOH水溶液蒸发装置的设计
二、设计任务及操作条件
1、设计任务
处理量:
24000（kg/h）（6000，7200，24000）
料液浓度:
10.6（wt%）（4.7,，10.6%，）质量分率
产品浓度:
23.7（wt%）（23.7%，30%）质量分率
加热蒸汽温度158.1（?
）（151，158.1）
末效冷凝器的温度59.6（?
）（49，59.6）2、操作条件
加料方式:
三效并流加料
原料液温度:
第一效沸点温度
33各效蒸发器中溶液的平均密度:
ρ=1014kg/m，ρ=1060kg/m，ρ12
3=1239kg/m3
加热蒸汽压强:
500kPa（绝压），冷凝器压强为20kPa（绝压）
22各效蒸发器的总传热系数:
K=1500W/（m?
K），K=1000W/（m?
K），K=600W/123
2（m?
K）
各效蒸发器中液面的高度:
1.5m
各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。
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。
三、设计内容:
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、主要辅助设备选型，包括气液分离及蒸气冷凝器等5、绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图
7、设计结果汇总
8、对设计过程的评述和有关问题的讨论
9、编写课程设计说明书。
二、蒸发器的形式、流程、效数论证1.蒸发器的形式:
中央循环管式
2（蒸发器的流程:
三效并流加料
3.效数论证:
在工业中常用的加热方式有直接加热和间接加热。
直接加热的优势是传热速率高，金属消耗量小。
劣势是应用范围受到被蒸发物料和蒸发要求的限制;间接加热是热量通过间壁式换热设备传给被蒸发溶液而使溶液气化。
一般工业蒸发多采用这类。
间接加热蒸发器分为循环型和单程型两大类，循环型分为中央循环管式、悬挂筐式、外加热式、列文式及强制循环式;单程型有升膜式、降膜式、升降模式及刮板式。
本次选用循环性的中央循环管式，因为此循环管结构简单、制造方便、操作可靠、投资费用较少等优点。
蒸发器的类型一般有单效蒸发和多效蒸发，单效蒸发是蒸发装置中只有一个蒸发器，蒸发时产生的二次蒸汽直接进入冷凝器不再利用;多效蒸发器是将几个蒸发器串联操作，使蒸汽的热能得到多次利用，蒸发器的串联个数称谓效数。
多效蒸发器的效数受到经济和技术的限制。
对于电解质溶液采用2-3个效数，对于非电解质可采用4-6个。
根据情况本次采用多效蒸发器中的三效蒸发器。
多效蒸发器的流向一般有并流加料、逆流加料、分流加料和错流加料。
并流加料的优点如下
?
溶液从压强和温度高的蒸发器流向压强和温度低的蒸发器，溶液可依靠效间的压差流动而不需泵送
?
溶液进入温度和压强较低的下一效时处于过热状态，因而会产生额外的气化，得到较多的二次蒸汽。
?
完成液在末效排出，其温度最低，故总的热量消耗较低。
缺点是:
由于各效中溶液的浓度依次增高，而温度依次降低，因此溶液的黏度增加很快，使加热室的传热系数依次下降，这将导致整个蒸发装置生产能力的下降或传热面积的增加。
由此可见并流加料流程只适用于黏度不大的料液的蒸发。
逆流加料优点是:
溶液浓度在各效中依次增高的同时，温度也随之增高，因而各效内溶液的黏度变化不大，这种流程适用于粘度随浓度和温度变化较大的溶液蒸发。
缺点有:
?
溶液在效间是从低压流向高压的，因而必须用泵输送。
?
溶液在效间是从低温流向高温，每一效的进料相对而言均为冷液，没
有自蒸发，产生的二次蒸汽量少于并流流程。
?
完成液在第一效排出，其温度较高，带走热量较多而且不利于热敏性料液的蒸发。
分流加料其特点是溶液不在效间流动。
适用于蒸发过程中有结晶析出的情况，或要求得到不同浓度溶液的场合。
错流加料流程中采用部分并流加料和部分逆流加料，以利用逆流合并流流程各自的优点。
一般在末效采用并流，但操作比较复杂。
综上所述，本次选用并流加料流程
三、蒸发工艺设计计算
x00.106，总蒸发量:
W=F（1-）=24000（1-）=13266kg/h0.237x3
因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出,可设
W:
W:
W=1:
1.1:
1.2123
W=W+W+W=3.3W1231
13266W==402013.3
W=1.1×4020=44222
W=1.2×4020=48243
Fx024000，0.106x===0.1271F,W124000,4020
7200，0.106Fx0x===0.1642F,W1,W27200,1205.9,1326.49
x=0.2373
溶液沸点和有效温度差的确定
设各效间的压力降相等，则总压力差为:
ΣΔP=P-P'=500-20=480KPa1K
,P480,P===160KPai33
式中P---各效加热蒸汽压力与二次蒸气压力之差KPa，i
P1----第一次加热蒸气的压力KPa
P'-----末效冷凝器中的二次蒸气的压力KpaK
各效间的压力差可求得各效蒸发室的压力
即P'=P-Pi=500-160=340KPa11
，P'=P-2Pi=500-2160=180KPa21
P'=P'=20Kpa3k
由各效的二次蒸汽压力，从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与
下表中:
效数123参数
',二次蒸汽压强，i34018020kPa
'137.7116.660.1,二次蒸汽温度，?
i
（即下一效加热蒸汽
温度）
二次蒸汽的比汽化焓215522142355'r，kj/kg（即下一效i
加热蒸汽的比汽化
焓）
,各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失
根据各效二次蒸汽温度（即相间压力下水的沸点）和各效完成液浓度x，i
由NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点t分别为:
Ai
t=141?
A1
t=122?
A2
t=72?
;A3
则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为
Δ'=t-T'=141-137.7=3.3?
11A1
Δ'=t-T'=122-116.6=5.4?
2A22
Δ'=t-T'=72-60.1=11.9?
3A33
所以ΣΔ'=3.3+5.4+11.9=20.6?
各效由于液柱静压力所引起的沸点升高（温度差损失）
,,由于蒸发器中液柱静压力引起的温度差损失某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压力大于液面的压力，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因液柱静压力引起的温度差损失
为简便起见，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
gL,av,PP,，av2
式中—蒸发器中液面和底层的平均压强，Pa;Pav
/p—二次蒸气的压强，即液面处的压强，Pa;
3,—溶液的平均密度，kg/m;、
L-液层高度，m;、
2g-重力加速度，m/s。
3333NaOH水溶液密度（Kg/m）ρ=1014kg/m，ρ=1060kg/m，ρ=1239kg/m123所以
1.014，9.81，1.5=340+=347.461KPaPav12
1.06，9.81，1.5=180+=187.799KPaPav22
1.239，9.81，1.5P=20+=29.116KPaav32
根据各效溶液平均压力查得对应的饱和溶液温度为:
,,TTT=138.6?
;=118.1?
;=66.0?
pppav1av2av3
,,,,根据=T,Tpiavi
,T式中--根据平均压力求取的水的沸点?
，T--根据二次蒸气压力求得水piavi
的沸点?
,,,所以,,T,T,138.6,137.7,0.9?
1p1av1
,,,?
,T,T,118.1,116.6,1.52p2av2
,,,?
,T,T,66.0,60.1,5.93p3av3
'',=0.9+1.5+5.9=8.3?
由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失
由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压
,,,强降低蒸汽的饱和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为，根据经
''',,,,,,,,,,验其值1?
，即=1?
，则=3?
,,,,123
t1根据以估算的各效二次蒸汽压强及温度差损失?
，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t
所以总的温度差损失为
/,,,'',''',,,,=++=20.6+8.3+3=31.9?
各效料液的温度和有效总温差
由各效二次蒸汽压力P'及温度差损失Δ，即可由下式估算个料液的温度t，iii
t=T'+Δiii
Δ=Δ'+Δ''+Δ'''=3.3+0.9+1=5.2?
1111
Δ=Δ'+Δ''+Δ'''=5.4+1.5+1=7.9?
2222
Δ=Δ'+Δ''+Δ'''=11.9+5.9+1=18.8?
3333
所以各效料液的温度为:
=137.7+5.2=142.9?
t,T，,111
=116.6+7.9=124.5?
t,T，,222
=60.1+18.8=78.9?
t,T，,333
有效总温度差
，，,t,T,T,,,,SK
由手册可查得,,,kPakPa饱和蒸汽的温度为,,,,,?
、汽化潜热为2113kJ/kg，
所以,,,,,,,,,,,,,,,？
,？
,?
，，,t,T,T,,,,SK
加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
第i效的焓衡算式为:
QDrFcWcWWcttWr,,,,,,，,，（.....）（）iiippwcipwiii01211,,pw
Wi由上式可求得第i效的蒸发量.若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸
,发器的热损失时，尚需考虑热利用系数一般溶液的蒸发，可取得0.98-0.7?
x（式中?
x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。
Wi第i效的蒸发量的计算式为
rtt,iii,1,[（.....）]WDFcWcWWc,，,,,,iiippwcipw0121,pw,,rrii
DDWiii,1式中------第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时=
ri,r------第i效加热蒸气的汽化潜热------第i效二次蒸气的汽化潜热
ccp0pw-----------原料液的比热---------水的比热
ttii,1，--------分别为第i效及第i-1效溶液的沸点
i-----------第i效的热利用系数，无因次
对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式W=ΣW联解而求得。
i
第一效的热量衡算式为:
t,t01D1r1W=η（+）Fc11p0,r,r11
对于沸点进料，t=t，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式01
为1=0.98-0.7Δx，式中Δx为第i效蒸发器中溶质质量分数的变化。
ii
1=0.98-0.7×（0.127-0.106）=0.965由相关手册查得
c=3.97KJ/（Kg.?
），c=4.187KJ/（Kg.?
）p0pw
所以
r21131W,D,0.965D,0.946D,11111,r21551
同理第二效的热量衡算式为:
，，Wrtt,1212W，，FcWc,，,,2201ppw,,,,rr22，，
,20.98-0.7×（0.164-0.127）=0.954
，，Wrtt,1212所以W，，FcWc,，,,2201ppw,,,,rr22，，
2155142.9,124.5，，=0.954，，24000，3.97,4.187，，WW11,,22142214，，
=0.854W+754.41
第三效的热衡算式为:
，，Wrtt,2323WFcWcWc，，,，,,,33012ppwpw,,,,rr33，，
,0.98-0.7×（0.237-0.164）=0.9283
，，Wrtt,2323所以WFcWcWc，，,，,,,33012ppwpw,,,,rr33，，
2214124.5,78.9，，=0.928，，24000，3.97,4.187,4.187，，WWW212,,23552355，，
=1642.3-0.071W1+0.8W2又
W+W+W=13266123
联立（a）,（b）,（c）,（d）式,解得:
W=4165Kg/h1
W=4307Kg/h2
W=4833Kg/h3
D=4403Kg/h1
蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热
系数K的确定
任意一效的传热速率方程为
QiS,iK,tii
KQii式中---第i效的传热速率，W。
----第i效的传热系数，W/
2（m,?
）.
ti---第i效的传热温度差，?
S第i效的传热面积，i-------
2m
Q,DrW,4403×2113,9303539111
'Q,WrW,4165×2155,8975575211
'Q,WrW,4307×2214,9535698322
t1=T-t=151.7-142.9=8.8?
11
,137.7-124.5=13.2?
t,T,t,T,t22212
=116.6-78.9=37.7?
t,T,t,T,t33323
Q930353921S,,,704.81m1K,t1500，8.811
Q8975575/22S,,,679.96m2K,t1000，13.222
Q953569823S,,,421.56m3K,t600，37.733
S421.56min误差为:
1,,1,,0.402S704.81max
误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。
温差的重新分配与试差计算
平均传热面积:
S,t，S,t，S,t704.81，8.8，679.96，13.2，421.56，37.72112233S,,,520.44m,t59.7,
重新分配有效温度差:
S704.811,,t,,t,，8.8,11.91?
11S520.44
S678.962,,t,,t,，13.2,17.24?
22S520.44
S421.563,,t,,t,，37.7,30.53?
33S520.44
重复上述计算步骤
由所求各效蒸汽量求各效溶液浓
Fx24000，0.1060x,,,0.12821F,W24000,41651
Fx24000，0.1060x,,,0.16382F,W,W24000,4165,430712
x,0.2373
计算各效溶液沸点
末效溶液沸点和二次蒸汽压力保持不变,各种温度差损失可视为恒定，
/t,t33故末效溶液的温度仍为=78.9?
而=30.53?
则第III效加热蒸汽温度（即第II效二次蒸汽温度）为
,.?
T,T,t，,t,78.9，30.53,109.433233
/由第II效二次蒸汽的温度T=108.75?
再由第II效料液的浓度2
X=0.164查杜林线图，可得第II效料液的沸点为:
106?
。
由液柱静压t,2A2力即流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，所以第II效料液的温度为:
,,,,t,t，,，,,106，1.5，1,108.5?
2A223
/,t2同理:
由t=108.5?
，=17.24?
2
,得?
T,T,t，,t,108.5，17.24,125.742122/由第I效二次蒸汽的温度T=125.31?
，再由第I效料液的浓度1
X=0.127查杜林线图，可得第I效料液的沸点为:
132?
t,1A1则第一效料液的温度为:
,,,,?
t,t，,，,,132，0.9，1,133.91A111
/,,t1第一效料液的温度也可以由t=T=151.7-11.67=140.03?
计算11
133.9误差为:
1-?
0.044<0.05，140.03
说明溶液的各种温度差损失变化不大，不必重新计算，故有效总温度差不变，
为t=59.7?
温度差重新分配后各效温度情况列于下表:
效数第一效第二效第三效
溶液沸点t?
133.9108.578.9i
加热蒸汽的温度（?
）151.7125.31108.75
有效温度差（?
）11.9117.2430.53,ti
各效的热量衡算:
/二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度T（?
）（即下一效加热蒸汽）温i
度如下表:
效数第一效第二效第三
效
/二次蒸汽温度T（?
）（即下一效加热125.31108.7559.6i
蒸汽）温度
二次蒸汽的汽化潜热（即下一效加热219222312355
/蒸汽的r）i
第一效:
1=0.98-0.7×（0.127-0.106）=0.965
r21131W,,D,0.965D,0.93D11111,r21921
第二效:
,20.98-0.7×（0.164-0.127）=0.954
，，Wrtt,1212，，WFcWc,,，,2201ppw,,,,rr22，，
2192133.9,108.5，，=0.954，，24000，3.97,4.187，，WW11,,22312231，，
=0.889W+1084.761
第三效:
,0.98-0.7×（0.237-0.164）=0.9283
，，Wrtt,2323WFcWcWc，，,，,,,33012ppwpw,,,,rr33，，
=
2231108.5,78.9，，0.928，，24000，3.97,4.187,4.187，，WWW212,,23552355，，
W1=0.889+0.0476+1197.57W2
因为:
W+W+W=13266Kg/h123
得:
W=3623.34Kg/h1
W=4306.14Kg/h2
W=5396.26Kg/h3
D=3896.34Kg/h1
与第一次热量恒算所得结果比较并计算误差得
4165,1=|1-|=0.1493623.6
4307,2=|1-|=0.0001994306.14
48333=|1-|=0.10445396.26
计算各效传热面积
Q,DrW,3896.34×2113,8232966.42111
'Q,WrW,4306.14×2192,9439058.88211
'Q,WrW,3896.34×2231,8692734.54322
t1=T-t=151.7-133.9=17.8?
11
,137.7-108.5=29.2?
t,T,t,T,t22212
=116.6-78.9=37.7?
t,T,t,T,t33323
Q8232966.4221S,,,308.35m1K,t1500，17.8611
Q9439058.88/22S,,,323.25m2K,t1000，29.222
Q8692734.5423S,,,384.29m3K,t600，37.733
S308.35min误差计算得:
迭代计算结果合理1,,1,,0.0207,0.05S384.29max2所以取平均传热面积S=338.63m
四、蒸发器工艺尺寸计算加热管的选择和管数的初步估计
,,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。
考虑蒸发器的处理量较大，所以选57*3.5mm规格。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。
管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液的蒸发易选用短管。
根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。
M，57*3.5mm可根据经验我们选取:
L=2
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数，n
S,==338.63/[π*0.057*（2-0.1）]=995（根）n,，d，L,0.1，，02式中S=----蒸发器的传热面积m，由前面的工艺计算决定;
d----加热管外径m;0
L---加热管长度m。
因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算时的n管长应用（L—0.1）m.
循环管的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。
我们选用的中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%--100%。
加
热管的总截面积可按计算。
循环管内径以表示，则Dn1
,'Dnd,（40%~100%）***i144
所以D1==162蒸发器加热面积较小，取80%。
查标准钢0.8，995，33
管规格表:
选取管子为:
108*24mm循环管管长与加热管管长相同为2m。
按上式计算出的D后应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要n1
和相差不大，循环管的规格可一次确定。
循环管的管长与加热管相等，循n
环管的表面积不计入传热面积中。
加热室直径及加热管数目的确定
（1）管心距离:
t,57，1.31,75mm
（2）计算管数中心线上管数
1
2n,1.1，nn正三角形:
（为奇数）cc
1
2,1.1，162,14
（3）初估加热室内径
''D,t（n,1），2bb,（1~1.5）d（）c0
75,1000，（14,1），2，（1，57,1000）
1.089m
分离室直径与高度的确定
33高度和直径都适于施工现场的安放。
现取分离室中U=1.5m/（m*s）。
33各效二次蒸汽温度查得各效蒸汽密度为:
ρ=1.9kg/m，ρ=0.9635kg/m，12
3ρ=0.1307kg/m3
分离室体积的
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