化工原理课程设计43.docx
《化工原理课程设计43.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计43.docx（14页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计43
化工原理课程设计
学院
班级
姓名
学号
指导老师
成绩
2011年6月20日-6月24日
第一部分
一、设计的任务要求和原始数据
本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置，确定蒸发器的型式及蒸发流程；进行工艺计算，确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。
通过设计初步掌握设计步骤和方法、学会参考资料、使用手册和图表、选用公式和数据、提高运算及文字表达的能力、培养树立起正确的设计思想，为以后设计工作打下基础。
（一）设计要求：
1.采用中央循环管式蒸发器（即标准式蒸发器）
2.各效蒸发器的传热面积相等
3.原料液在沸点下进入第一效蒸发器
4.各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出
5.各效均无引出额外蒸汽
6.加热管长度不得大于2米
（二）原始数据：
糖液原料处理量（kg/h）
原料液的浓度（%质量分率）
完成液的浓度（%质量分率）
加热蒸汽压强（KPa）
冷凝器压强（mmHg真空度）
6300
15
60
180
635
二、设备简介：
本次设计采用的中央循环管式蒸发器，传统上又称为标准式蒸发器，其主体是加热室和分离室。
加热室由直立的加热管束所组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管。
分离室是气液分离的空间。
相对于这些老式蒸发器而言，中央循环管式蒸发器具有溶液循环好、传热效率高等优点，同时由于结构紧凑、制造方便、操作可靠，故在工业上应用十分广泛，有“标准蒸发器”之称。
但实际上由于结构的限制，循环速度一般在0.4－0.5m/s以下；且由于溶液的不断循环，使加热管内的溶液始终接近完成液的组成，故有溶液黏度大、沸点高等缺点；此外，这种蒸发器的加热室不宜清洗。
中央循环管式蒸发器适用于处理结垢不严重,腐蚀性较小的溶液，对于较粘的液体易洁垢或在浓缩过程中会产生结晶的溶液都可以采用。
当有结晶析出时，器底应该是以锥形的以便排出结晶体，制糖工业一般都用标准式蒸发器。
综上所述，考虑到本课程设计的蒸发对象为蔗糖溶液，适用于中央循环管式蒸发器，所以本实验的设备型式选用中央循环管蒸发器。
三、工艺流程的确定及说明
（一）根据甘蔗糖液的粘度不高的特性，采用并流法操作
并流加料法的优点为：
后效蒸发室的压强要比前效的低，故溶液在效间的输送可以利用效间的压强差，而不必另外用泵。
随着压强的降低，各效中溶液的沸点也随着降低，这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少蔗糖的转化和焦化，以及还原糖分解等有害影响。
在并流加料法中，前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，后一效的加热室即为前一效的冷凝室此外，由于后效溶液的沸点比前效的低，故前效的溶液进入后效时，会因过热而自动蒸发，因而可以多产生一部分二次蒸汽。
采用多效蒸发的目的是为了充分利用热能，减少生蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。
但随效数的增多，虽然能够节约较多的生蒸汽，同时设备费用也随之增加，所以综合考虑采用四效。
四效真空蒸发方案可使用蒸汽机的低压废气作为热源，第一效蒸汽压力比较低，各效真空度比较高。
这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少蔗糖的转化和焦化，以及还原糖分解等有害影响。
使用低压蒸汽作加热蒸汽，各效的二次蒸汽温度也相应较低，且又是四效，热损失比较小。
且设备简单，投资小，操作管理简便。
（二）工艺流程图：
图1蒸发工艺流程图
第二部分
一、估算各效蒸发量和完成液浓度：
W=F（1-X0/X4）＝6300ⅹ（1-15%/60%）＝4725kg/h
∵并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出
∴W1:
W2:
W3:
W4=1:
1.1:
1.2:
1.3
而W=W1+W2+W3+W4=4.6W1
各效蒸发量W1=1027.17kg/hW2=1129.89kg/h
W3=1232.61kg/hW4=1335.34kg/h
各效浓度X1=FX0/（F-W1）=6300ⅹ15/（6300-1027.17）=17.92%
X2=FX0/（F-W1-W2）=6300ⅹ15/（6300-1027.1-1129.89）=22.81%
X3=FX0/（F-W1-W2-W3）
=6300ⅹ15/（6300-1027.1-1129.89-1232.61）=32.47%
X4=FX0/（F-W1-W2-W3-W4）=60%
二、估算各效溶液沸点和有效温度差：
（一）各效二次蒸汽压强
按经验方法估算，即认为蒸汽通过各效的压强降相等，则各效间平均压强差为：
ΔPi=（P1-Pk）/N=｛180-[（760-635）/760]ⅹ101.325｝/4=40.8KPa
其中：
P1——第一效加热蒸汽压力，Pa
Pk——末效冷凝器中的压力，Pa
则各效压强为：
P1ˊ=P1-ΔPi=180-40.8=139.2KPa
P2ˊ=P1-2ΔPi=180-2ⅹ40.8=98.4KPa
P3ˊ=P1-3ΔPi=180-3ⅹ40.8=57.6KPa
P4ˊ=P1-4ΔPi=180-4ⅹ40.8=16.8KPa
查《化工原理》上册附录十及《国际单位制的水和水蒸气性质》得各参数得各参数见下列列表：
第1效
第2效
第3效
第4效
各效二次蒸汽Piˊ/KPa
139.2
98.4
57.6
16.8
二次蒸汽温度Tiˊ/℃
109.2
99
84.5
55.9
二次蒸汽蒸发热γˊKJ/kg
2235
2261
2296.5
2365
（二）各效的各种温度差损失
各效中由于溶液的蒸汽压下下降、液柱静压强及流动阻力引起的温度差损失Δiˊ、Δi″、Δi--n″
由于溶液的蒸汽压下降造成的温度差损失△=f*△a其中，f=0.0162*（Tiˊ+273）^2/γˊ
查表及根据以上公式可算出各效的温度差损失，结果如下表所示
（1）由于溶液的蒸汽压下降造成的温度差损失
第1效
第2效
第3效
第4效
各效压力Piˊ/KPa
139.2
98.4
57.6
16.8
各效完成液浓度Xi/%
17.92
22.81
34.47
60
各效水的沸点Tiˊ/℃
109.2
99.6
84.5
55.9
二次蒸汽蒸发热γˊKJ/kg
2234.4
2259.5
2302
2364.6
各效温度差损失Δiˊ/℃
0.36
0.41
0.75
2.5
∑Δiˊ=0.36+0.41+0.75+2.5=4.0℃
（2）由于液柱静压强引起的温度差损失
根据设计要求，L〈2m,所以取L=1.5mPmi=Pi+ρgL/6
第1效
第2效
第3效
第4效
各效溶液密度ρI（kg/m3）
1072
1094
1139
1286
各效二次蒸汽压强Pi/KPa
139.2
98.4
57.6
16.8
各效溶液平均压强Pmi/KPa
141.8
101.1
60.4
20
对应饱和温度Tpmˊ/℃
109.6
99.8
85.7
60.1
各效水的沸点Tiˊ/℃
109.2
99
84.5
55.7
各效温度差损失Δi″/℃
0.4
0.8
1.2
4.4
∑Δi″=0.4+0.8+1.2+4.4=6.8℃
1.由于流体阻力产生的温度差损失
按经验值取Δi″=1℃∴∑Δi″=1ⅹ4=4℃
2.总温度差损失∑Δ=∑Δiˊ+∑Δi″+∑Δi″=4+6.8+4=14.8℃
3.各效溶液的沸点和有效总温度
第1效
第2效
第3效
第4效
各效水的沸点Tiˊ/℃
109.2
99.6
84.5
55.9
各效温度差损失Δiˊ/℃
0.36
0.41
0.75
2.5
各效温度差损失Δi″/℃
0.4
0.8
1.2
4.4
各效温度差损失Δi″/℃
1
1
1
1
各效温度差损失Δi/℃
1.76
2.21
2.95
7.9
各效溶液沸点ti/℃
110.96
101.21
87.45
63.6
由《化工原理》查得Р1=180kPaT1=116.6℃γ1=2214.3KJ/kgРk=16.7kPaTk=55.9℃
（三）多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量
第一效：
焓衡算式为：
W1=η1[D1γ1/γ1ˊ+FCpw（t0-t1）/γ1ˊ]
∵沸点进料∴t0=t1
为考虑糖水溶液溶缩热的影响，热利用系数取η1=0.98
∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ=0.98D1ⅹ2214.3/2235=0.971D1
第二效：
焓衡算式为：
W2=η2[W1γ2/γ2ˊ+（FCp0-W1Cpw）ⅹ（t1-t2）/γ2ˊ]（取η2=0.98）
Cp0=4.187ⅹ[1-（0.71-0.0018ⅹT+0.0011ⅹP）ⅹX0/100]
=4.187ⅹ[1-（0.71-0.0018ⅹ116.6+0.0011ⅹ0.15）ⅹ15/100]=3.86KJ/kg
W2=0.98ⅹ[2235W1/2261+（6300ⅹ3.86-4.187W1）ⅹ（110.96-101.21）/2261]
=0.951W1+102.768
第三效：
焓衡算式：
W3=η3[W2γ3/γ3ˊ+（FCp0-W1Cpw-W2Cpw）ⅹ（t2-t3）/γ3ˊ]（取η3=0.98）
代入有关数据得W3=0.87W1+237.70
第四效：
焓衡算式：
W4=η4[W3γ4/γ4ˊ+（FCp0-W1Cpw-W2Cpw-W3Cpw）ⅹ（t3-t4）/γ4ˊ]（取η4=0.98）
代入有关数据得W4=0.71W1+322.79
又W=W1+W2+W3+W4=4725kg/h
∴W1=1150.31kg/hW2=1196.71kg/hW3=1238.46kg/hW4=1139.5kg/h
；D1=1184.65kg/h
（四）传热面积
由公式：
Si=Qi/kiΔti；Qi=Diγi；Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi
第1效
第2效
第3效
第4效
各效加热蒸汽消耗Dikg/h
1184.65
1150.31
1196.71
1238.46
各效加热蒸汽蒸发热γiKJ/kg
2214.3
2235
2261
2296.5
各效传热系数Kikcal/m3.h.℃
2879.3
2063.2
1252.4
735.4
各效加热蒸汽温度Ti℃
116.6
109.2
99
84.5
各效溶液沸点ti℃
110.96
101.21
87.45
63.6
Δti=Ti-ti℃
5.64
7.99
11.55
20.9
各效的传热面积Si
44.9
43.3
52
51.4
误差为：
1-Smin/Smax=1-43.3/52.0=16.73>0.05
相对偏差大于规定值,故进行重复计算。
四、重新计算
（一）重新分配有效温度差
S=（S1ⅹΔt1+S2ⅹΔt2+S3ⅹΔt3+S4ⅹΔt4）/∑Δt
=（44.9*5.64+43.3*7.99+52*11.55+51.4*20.9）/46.1=49.32m2
Δt1ˊ＝S1ⅹΔt1/S＝44.9*5.64/49.32＝5.13℃
Δt2ˊ＝7.0℃Δt3ˊ＝12.17℃Δt4ˊ＝21.78℃
（二）重新计算各种温度差损失
重新计算完成液浓度X1=FX0/（F-W1）=6300ⅹ15%/（6300-1150.31）=18.35%
X2=FX0/（F-W1-W2）=23.90%
X3=FX0/（F-W1-W2-W3）=34.8%
X4=FX0/（F-W1-W2-W3-W4）=60%
因冷凝器的压强及完成液的浓度没有变化,故第四效二次蒸汽的参数及溶液沸点均无变化。
计算公式：
T4＝T3ˊ＝t4+Δt4ˊ，再由第三效的X3及T3ˊ查有关表得tA3又由于液柱静压强引起的温度差损失及流体阻力产生的温度差损失不变。
其余类推，结果列表于下：
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
加热蒸汽温度Ti℃
116.6
110.17
100.53
85.43
沸点℃
111.49
103.17
88.37
63.6
有效温度差Δti℃
5.11
7
12.16
21.83
各效热量衡算T1ˊ＝110.17℃T2ˊ＝100.53℃
T3ˊ＝85.43℃T4ˊ＝55.7℃
γ1ˊ＝2231.1KJ/kgγ2ˊ＝2257.0KJ/kg
γ3ˊ＝2294.3KJ/kgγ4ˊ＝2365.0KJ/kg
（三）重新计算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量
第一效：
焓衡算式为：
W1=η1[D1γ1/γ1ˊ+FCpw（t0-t1）/γ1ˊ]
∵沸点进料∴t0=t1
热利用系数取η1=0.98
∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ=0.98D1ⅹ2214.3/2231.1=0.973D1
第二效：
焓衡算式为：
W2=η2[W1γ2/γ2ˊ+（FCp0-W1Cpw）ⅹ（t1-t2）/γ2ˊ]（取η2=0.98）
W2=0.98ⅹ[2231.1W1/2257+（6300ⅹ3.86-4.187W1）ⅹ（114.9-103.17）/2257]=0.948W1+123.85
第三效：
焓衡算式为：
W3=η3[W2γ3/γ3ˊ+（FCp0-W1Cpw-W2Cpw）ⅹ（t2-t3）/γ3ˊ]（取η3=0.98）
代入有关数据得W3=0.86W1+269.8
第四效：
焓衡算式：
W4=η4[W3γ4/γ4ˊ+（FCp0-W1Cpw-W2Cpw-W3Cpw）ⅹ（t3-t4）/γ4ˊ]（取η4=0.98）
代入有关数据得W4=0.70W1+414.03
又W=W1+W2+W3+W4=3225kg/h
∴W1=1116.68kg/h；W2=1182.46kg/h；W3=1230.25kg/h；W4=1195.71kg/h；
D1=1147.67kg/h
与第一次结果相比较，其相对误差为：
W1的比较1－1116.68/1150.3＝0.0029
W2的比较1－1182.46/1196.71＝0.0119
W3的比较1－1230.25/1238.46＝0.0006
W4的比较1－1195.71/1239.5＝0.0353
所算之值均小于0.03，则结果合理
（四）传热面积的计算
由公式：
Si=Qi/kiΔti；Qi=Diγi；Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi
第1效
第2效
第3效
第4效
各效加热蒸汽消耗Dikg/h
1116.68
1182.46
1230.2
1195.71
各效加热蒸汽蒸发热γiKJ/kg
2214.3
2231.2
2257
2294.3
各效传热系数Kikcal/m3.h.℃
2879.3
2063.2
1252.4
735.4
Δti=Ti-ti℃
5.11
7
12.16
21.83
各效的传热面积Si
49.7
50.7
50.6
49.5
误差为：
1-Smin/Smax=1-49.5/50.7=0.02<0.03
迭代计算合理，取平均传热面积S＝（S1+S2+S3+S4）/4=50.125m2
五、计算结果汇总列表
第1效
第2效
第3效
第4效
冷凝器
加热蒸汽温度Ti℃
116.6
110.17
100.53
85.43
55.7
操作压强Piˊ/KPa
143.31
101.33
57.9
16.8
16.8
溶液沸点ti℃
111.49
103.17
88.37
63.6
各效完成液浓度Xi/%
18.22
23.47
33.52
60
蒸发水量Wikg/h
1116.68
1182.46
1230.2
1195.71
生蒸汽消耗量Dkg/h
1147.67
传热面积Sim2
46.7
50.7
50.6
47.5
六、蒸发器的主要尺寸
（一）加热室
1、管子数目n
蒸发器加热管选用Φ42ⅹ3，管长L=1.5m 管间距取54mm
管子数目n=A/∏dHL=50.125/（3.14ⅹ42ⅹ10-3ⅹ1.5）=254
2.管板直径D1（外径）
D1=1.15tn1/2=1.15ⅹ54ⅹ2541/2=1043mm
取D1=Φ1100ⅹ14——《化工过程与设备课程设计指导书》
3.中央循环的直径D2（内径）
D2=（0.34nd02）1/2={0.34ⅹ254ⅹ[（42-6）]2}1/2=334.5mm
圆整D2=Φ400ⅹ10（热轧无缝钢管）——《化工过程与设备课程设计指导书》
（二）蒸发室
1、蒸发室直径D3
为了使结构简化，一般取蒸发室直径和加热室直径相同
∴D3=D1=Φ1100ⅹ14
2、蒸发室高度H
考虑到捕沫器与辅助设备安装，为方便蒸发器与原料液分离充分，蒸发器高度取为加热管长的1.6倍
∴H=1.6ⅹ1.5=2.4m
（三）接管尺寸
1、进料管与出料管尺寸（根据物料蒸发特点，进出料管尺寸相同）
VS1=6300/（1072ⅹ3600）=1.63ⅹ10-3m3/s取u1=1.1m/s
d1=（4VS1/∏u1）1/2=（4ⅹ1.63ⅹ10-3/3.14/1.1）1/2=35mm
d1圆整=Φ38ⅹ0.5mm（冷轧不锈钢无缝钢管）
2、二次蒸汽进出口管路
取u2=25m/sW4=1195.71T4=82.15ρ=0.3132
d2=（4W4/∏ρu2）1/2=[4ⅹ1195.71/（3.14x0.3132x3600x25）]1/2=232mm
圆整d2=Φ245ⅹ6.5mm（热轧不锈钢无缝钢管）
3、冷凝水出口管路
取u3=0.5m/sW4=1195.71kg/hρ=1000kg/m3
d3=（4VS3/∏u3）1/2=[4ⅹ1195.71/（3.14ⅹ1000ⅹ3600ⅹ0.5）]1/2=29mm
圆整d3=Φ30ⅹ0.5mm（冷轧不锈钢无缝钢管）
4、生蒸汽进口尺寸
取u4=30m/s由生蒸汽压力P1=160kPaρ=0.82981kg/m3D1=1147.67kg/h
D=（4D1/∏ρu4）1/2=[4ⅹ1147.67/（3.14ⅹ30ⅹ3600ⅹ0.82981）]1/2=128mm
圆整D=Φ140ⅹ5.0mm（热轧不锈钢无缝钢管）
七、设计结果汇总
设计部件名称
尺寸
加热室
传热面积/m2
50.125
中央循环管直径/mm
334.5mm圆整D2=Φ400ⅹ10
管板直径/mm
1043mm圆整D1=Φ1100ⅹ14
加热管根数
254
加热管长度/m
1.5
加热管直径/mm
Φ42ⅹ3
蒸发室
直径/mm
1043mm圆整D3=Φ1100ⅹ14
高度/m
2.4
各种接管
进料管直径/mm
35圆整d1=Φ38ⅹ0.5
出料管直径/mm
35圆整d1=Φ38ⅹ0.5
冷凝水出口管直径/mm
29圆整d3=Φ30ⅹ0.5
二次蒸汽出口管直径/mm
232圆整d2=Φ245ⅹ6.5
生蒸汽进口管直径/mm
128圆整D=Φ140ⅹ5.0
第三部分
一、设计过程分析讨论：
（一）设计分析
1、中小型糖厂常采用四效蒸发方案，其具有典型的真空蒸发装置的特点。
真空操作的特点在于：
1）减压下溶液的沸点下降，有利于处理热敏性物料且可利用低压强的蒸汽或废蒸汽作为热源。
2）溶液的沸点随所处的压强减小而降低，故对相同压强的加热蒸汽而言，当溶液处于减压时可以提高传热总温度差；但与此同时，溶液的黏度加大，使总传热系数下降。
3）真空蒸发系统要求有造成减压的装置，使系统的投资费用和操作费提高。
2、本次课程设计为了保证有足够的传热所需的有效温差，因而采用高真空度的四效蒸发，这样糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少蔗糖的转化和焦化，以及还原糖的分解等不利的影响。
蒸发器各效的操作压强依次降低，各效的加热蒸汽的温度及溶液的沸点也依次降低，所以提供的加热蒸汽的压强都比较高，这些特点可以在设计的过程中得到的结果得到验证。
并流加料蒸发操作流程设计相对比较简单，四效并流加料流程由四个蒸发器构成，并流的特点决定了其不需要另外用泵，而且会产生自蒸发，效率较高的优点。
但是在实际生产过程中由于溶液组成逐渐升高，温度却降低，导致传热系数逐渐下降，从得到的数据可以看出这种情况在后二效中尤为严重。
3、在蒸发操作过程中，为保证传热的正常进行，根据经验，必须确保重新分配的每效的有效温度差△ti不小于5——7℃。
因为当有效温度差小于5℃时，料液处于自然泡膜沸腾状态，不利于传热的进行，有可能使蒸发过程无法进行；大于5——7℃时，则料液处于泡核沸腾状态，且传热系数增大，这大大有利于传热的进行。
我算是比较幸运的，只是再分配一次就符合要求，这比其他需要多次分配的同学节省了很多时间和计算量，这样后面的计算就会比较简便。
4、为了充分利用所有的加热面，使传热面都均匀传热，必须改善蒸汽的分布，采用的方法有：
增加蒸汽入口管数，合理布置管口位置。
在管群之间安装挡板，使蒸汽在加热室内循一定的路径通过。
加热室内加热管分布常采用正三角形分布，最省面积，曲折的通道还有助于传热。
加热室内应留下一定空位不安装管子，以便形成蒸汽通道。
管间距离也应适当，以利于传热。
5、本次课程设计的难点在于传热面积的恒算，经过了多次分配才有了以上的结果。
在重新计算过程中，由于用经验公式算出的传热系数K值有所改动，所以后面取经验值的时候也有改动，但是各效传热系数K值均在经验值范围之内。
各效的各个参数多数是由查表或经验值得来，也有的是通过经验公式计算得来的，而一些结构的选取也是为了简化设备，故与实际必会有出入。
（二）设计感想
在这次的课程设计实验中，我们运用所学的知识与实际相联系，通过两者之间的比较，了解到工程设计是一项十分繁琐的工作。
这次的课程设计实验也是我第一次综合运用所学知识进行的一次设备设计的基本训练，初步掌握了设计步骤和方法、学会查阅资料、使用手册和图表、选用公式和数据、提高运算及文字表达的能力。
通过本次的课程设计实验，我学会了很多，尤其是培养了自己的细心和耐心。
在计算的过程中，需要很认真地去查找数据、计算，若出现错误将会对整个设计产生很大的误差。
设计实验有大量的数据需要处理而且是环环相扣的，只要有一个数据出错，那么接下来计算出来的结果也可能是错误的，需要从出错的数据开始，重新再计算，工作量很大。
在开始设计实验时，我就很认真地算，可是百密一疏，算到后面突然发现前面有个数据算错了，导致后面与之相关的数据全都错了。
接下来只能更加认真的核算，发现在第一轮计算时自己没有达到标准，有点灰心。
再重新计算时，更加认真
升级会员 