氢氧化钠三效蒸发课程设计说明书.docx
《氢氧化钠三效蒸发课程设计说明书.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《氢氧化钠三效蒸发课程设计说明书.docx（20页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
氢氧化钠三效蒸发课程设计说明书
第一章蒸发方案的确定
1.1加热蒸汽压的确定蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。
通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其他加热用的热源，因此采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但通常所用饱和蒸汽温度不超过180C，超过时相应的压强，这将增加加热的设备费用和操作费用。
所以加热蒸汽压强在400-800C范围之内。
故选择加热蒸汽压强500kPa（绝）。
1.2冷凝器操作压强的确定
若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高温度，可以全部利用。
而且各效操作温度高时，溶液粘度低，传热效果好。
若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作，此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。
故冷凝器操作压强为20kPa（绝）。
1.3蒸发器的类型
蒸发器有很多类型，在结构和操作上必须有利于蒸发过程的进行，选型时考虑一下原则：
1.尽量保证蒸发过程具有较大的传热系数，满足生产工艺过程的要求；
2.生产能力大，能完善分离液沫，尽量减缓传热壁面上污垢的形成；
3.结构简单，操作维修和清洗方便，造价低，使用寿命长；
4.能适应所蒸发物料的一些特殊工艺特性根据以上原则选择中央循环管式蒸发器，其加热室由垂直的加热管束构成，在
管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管，其截面积为加热管束总截面积的40%-100%。
当壳程的管间通入蒸汽加热时，因加热管（细管）内单位体积的受热面积大于中央循环管（粗管）内液体的受热面积，因此粗、细管内液体形成密度差，加之加热细管内蒸汽的抽吸作用，从而使得溶液在中央循环管下降、在加热管内上升的连续自然流动。
溶液在粗细管内的密度差越大，管子越长，循环速度越大。
主要的是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。
且这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，因此选择中央循环管式蒸发器。
1.4蒸发效数的确定
在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽加以利用，可节省生蒸汽的消耗量，故为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。
除此之外，受到经济和技术上的限制，效数过多经济上不合算，技术上蒸发操作将难以进行。
也为了保证传热的正常进行，各效的有效传热温度差不能小于6-10°C.且此次蒸发溶液12%NaO为电解质溶液，故选择蒸发效数为3效。
1.5蒸发流程的选择
多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流、逆流、平流及错流四种。
并流法亦称顺流法，是指料液和蒸汽呈同向流动的蒸发过程。
因为各效之间有比较大的压强差，料液能自动从前效进入后效，可以省去输送物料泵，前效的温度高于后效，料液能自动从前效进入后效，可省去输送物料泵；前效温度高于后效温度，料液从前效进入后效处于过热状态，可以产生自蒸发；且并流法结构紧凑、操作简便、应用广泛。
但由于后效较前效温度低、浓度大，因而逐效料液的粘度增加，导致传热系数下降。
因此并流法操作通常适用于溶液粘度岁浓度变化不大的料液蒸发。
逆流法即料液于蒸汽呈逆流操作。
随着料液浓度的提高，其温度相应提高，使料液粘度增加较小，各效的传热系数相差不大，故可生产较高浓度的浓缩液。
因而逆流法操作适用于粘度较大的料液蒸发，但由于逆流操作需设置效间料液输送泵，动力消耗较大，操作也较复杂。
此外对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。
平流法即各效都加入料液，又都引出浓缩液。
此法除可用于有结晶析出的料液外，还可用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。
错流法亦称混流法，它是并，逆流的结合。
其特点是兼有并，逆流的优点而避免其缺点，但操作复杂，控制困难，应用不多。
综合比较，选择并流蒸发流程。
1.6进料温度的选择
进蒸发器料液温度的高低直接影响到蒸发器中的传热情况和蒸发器传热面积的大小，生产上通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果，在进蒸发器之前利用可回收的低温热源将料液预热到接近或者达到沸点状态，以实现节能消耗。
故选择沸点进料。
1.7设计条件总述
加热蒸汽压强500kPa（绝），冷凝器操作压强为20kPa（绝）
并流三效蒸发
沸点进料
第二章蒸发过程的工艺计算
多效蒸发工艺计算的主要项目有：
加热蒸汽消耗量、各效水分蒸发量及各效蒸发器的传热面积。
变量之间的各效关系受物料衡算、热量衡算、传热速率方程以及相平衡方程式等基本关系支配。
以三效并流加热蒸发为例，采用试差法计算。
假设：
（1冷凝液饱和温度排出
（2无额外蒸汽排出
（3）K值的选取
（4）多效传热面积相等
2.1各效蒸发量和完成液组成的估算
原料液含NaOH浓度12%完成液含NaOH浓度34%已知原料液量为45kt/a；，沸点进料。
加热介质采用500kPa（绝压）的饱和水蒸气，冷凝器操作压力为20kPa（绝压）。
三效的传热系数分别为Ki=1500W/（m2「C）,K2=1000W/（m2「C）,Ka
=600W/（m2「C）,原料液比热容为3.77KJ/（Kg-C）,各效蒸发器中液面高度为2m各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。
假设各效转热面积相等，并忽略热损失。
每年按330天计算，每天24小时连续运行。
原料液进料流量：
F450000005681.82kg/h
33024
X012
总蒸发量：
WF（10）5681.2
（1）3676.47kg/h
X30.34
并流加料蒸发，W1:
W2:
W31:
1:
1
QO"7OA"7
wW2W336_6—1225.49kg/h
初估各校完成液的浓度：
X1
FXo5681.8212%
FW15681.821225.49
X30.34
2.2溶液沸点和有效温度差的确定
33
p'PP500160340KPa
p'180KPa
P3'20KPa
由各效的二次蒸汽压强查相应的二次蒸汽的温度和汽化热，见表2-1
表2-1二次蒸汽的温度和汽化热
第效
第二效
第三效
二次蒸汽压强P'（kPa）
340
180
20
二次蒸汽温度t'（C）
137.7
116.6
60.1
二次蒸汽的汽化热（KJ/Kg）
2155.46
2214.3
2354.9
2.2.1由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失
多效蒸发中各效温度差损失的计算可用：
’
为溶液沸点升高引起的温度差损失为液层静压效应引起的温度差损失
'''为蒸汽流动中的阻力和热损失而引起的温度差损失
校正系数法：
’f0
校正系数，无因次
一般取f0.0162——r
T；――操作压强下水的沸点，C
r'――操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg
00.0162—273ta100
1377273
0.0162105.41006.858
2155.46
其他数据及计算结果见表2-2
1
Pi（kpa）
340
180
20
Xi
0.153
0.2047
0.34
ta"）
105.4
108.36
120.3
'i（C）
5.4
8.36
20.3
2.2.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失
由于蒸发器操作时，蒸发器内部需要维持一定的液位，因而溶液内部压强将大于液面上方的压强，致使溶液的实际沸腾温度较液面高，两者之差即为因溶液静压强引起的温差损失。
根据流体静力学方程，液层的平均压力为：
Pmp'PgL
式中pm液层的平均压力，Pa
p'液面处的压力，即二次蒸汽的压力，Pa
溶液的平均密度，kg/m3
L液层高度，2m；
各浓度下溶液密度见下表
浓度%
15.3
20.47
34
密度kg/m3
1167.4
1224.3
1369.7
1167.49.82
pm1
340
亠3
351.44kpa
2
10
1224.3
9.82
Pm2
180
2
103
192kpa
1369.7
9.82
Pm3
20
3
33.42kpa
Pm对应的水的温度及p对应的水的沸点见表2-3
第效
第二效
第三效
Pm对应的水的温度（C）
138.93
120.19
69.41
p'对应的水的沸点（C）
137.79
116.6
60.1
"i（C）
1.14
3.59
9.31
2.2.3由管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失
在多效蒸发中，各效二次蒸汽从上一效的蒸发室流动到下一效加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温度差即为管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失
根据经验，通常取1；；「C
2.2.4各效料液的温度和有效总温差
IIIIII
11116.8581.11418.998C
IIIIII
22239.27963.59113.8696C
IIIIII
333315.48899.31125.7989C
所以各效沸点为t1137.78.998146.7C右151.7146.75C
t2116.613.8696130.47Ct2137.7130.477.23C
t360.125.798985.9Ct3116.685.930.7C
2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算
i效的蒸发
对第i效进行焓衡算，并计入溶液的浓缩热及蒸发器的损失时，第
量的计算式为Wi
iDm
i1
FCp0WnCpw（ti1ti）
n1
ri
式中：
Di――第i效的加热蒸汽量，kg/h
A,A为第i效加热蒸汽的汽化热，kJ/kg
Cpo――为原料液的比热，kJ/（kgC）,Cpo=3.77kJ/（kgC）
Cpw――为水的比热，kJ/（kgC）,Cpw=4.18kJ/（kgC）
ti,ti!
――分别为第i效及第i-1效溶液的沸点，C
i――为第i效的热利用系数，对NaOH水溶液蒸发，=0.98-0.7x
各效的热利用系数：
0.980.7（0.1530.12）0.9569
20.980.7（0.20470.153）0.9438
30.980.7（0.340.2047）0.8853
根据水蒸汽表，查各压强下的汽化热见表2-4
表2-4
1
2
3
tiC
146.7
130.47
85.9
r；（kJ/kg）
2155.46
2214.3
2354.9
初始压力500kPa时水蒸气汽化热为r12113.2kJ/kg
第二效：
hr,2155.46（kJ/kg）
0.889W1148.2
W20.889W148.2
（2）第三效：
r3D2214.3（kJ/kg）
0.76W,358.90.07W1
W30.76W20.0M358.9（3）
WW她W33676.47Kg/h（4）
联立式
（1）
（2）（3）（4）
解，得：
D11281.5463Kg/h
2.4各效传热面积的计算及有效差的调整
Q1
2708163.6一
K1
t1
10
150053600
Q
2
2640779.7
K2
t2
10007.233600
Q
3
2913872.5
K3
t3
60030.73600
S1
S2
S3
2
43.9m2
101.5m
差距较大，调整各效的有效温度差
2.5传热面积的校正
第三效:
T3=t3+t3=85.9+22.4=108.3
沸点t2=T2+2=108.3+13.8696=122.17C
2=t2+t2=122.17+12.2=134.37C
沸点T1t1t1=143.37+8.3=151.67C
各效数据表，见表2-5
表2-5
第效
第二效
第三效
TiC
151.67
134.37
108.5
ri（kJ/kg）
2092.33
2165.1
2236.02
Ti'C
134.37
108.3
60.1
r；（kJ/kg）
2165.1
2236.56
2354.9
tiC
143.37
122.17
85.9
r209233
第一效：
w1D1」0.9569D10.925D1
（1）
r12165.1
r2t1t2
W2W2FC。
WCw1'2
「2D
第二效：
2165.1143.37122.17
0.9438W5681.823.774.18W1
2236.562236.56
0.876^191.63
W20.87洌191.63
（2）
r3t2t3
W3W2，FC0WCwW4Cw亠」
「3「3
第二效：
2236.02122.1785.9
0.8853W45681.823.774.18W4.18W
2354.92354.9
0.79W2292.060.05W1
W30.79W2
S31S2t2§3t3t'
tlt2
平均传热面积：
60.98.359.512.258.222.4
8.312.222.4
2
59.09m
S3
误差：
S16°.9呎「7%59.09
5259.559.090.69%
59.09
c59.0958.2
531.5%59.09
旦279323978458.2m2
K3t360022.43600
由计算结果可知误差均小于4%符合要求。
则Si=（1+10%59.09=65m2
第三章蒸发器主要结构工艺尺寸的设计
本次设计选用的是，中央循环管式蒸发器。
就以此为例介绍蒸发器主要结构尺寸的设计方法。
3.1加热管的选择和管束的初步估计
蒸发器的加热管通常选用①25x2.5mm①38x2.5mm①57x3.5mn等几种规格的无缝钢管。
一般为加热管的长度为0.2-6.0m
L=6，则n=2,L=3m,加热管选用长为3m,①38x2.5mn不锈钢管。
n
S
doL0.1
初步估计所需的管子数n'
187.8（根）
3.140.03830.1
式中：
S为蒸发器的传热面积，m2;
d°为加热管的外径，m；
L为加热管的长度，m。
初估所需管子数为188根。
3.2循环管直径的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。
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%对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，故选择其截面积为加热总面积的70%加热管的总截面积可按n计算，循环管内径D1表示，则
D1、n0.4di1880.738440mm
选取48020mm循环管，管长与加热管管长相同为3m.
3.3加热室直径及加热管数目的确定
加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。
由于加热管
排列方式多为三角形排列，选择为正三角形排列。
又因为管子规格确定，故管心距一
定t=48mm
正三角形排列初步估算加热室内径，即n取188
nc1.1、18815.08，取nc=l6
取do38mmt48mmb'1.5do
Di4816121.538834mm
后以加热室内径和循环管外径做同心圆，在同心圆的环系中，按加热管的排列方式和管心距作图，确定出加热室内径为1000mm加热管数为256根。
3.4分离室直径与高度的计算
分离室的直径和咼度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽流量及蒸发体积的强度有关。
分离室体积的计算：
W
3600U
式中：
W为某效蒸发的二次蒸汽量，Kg/h
某效蒸发的二次蒸汽密度，Kg/m3
U蒸发体积强度，一般允许值为1.5-2.5m3/m3s
表3-3
效数
第效
第二效
第三效
二次蒸汽温度C
134.37
108.3
60.1
密度Kg/m3
1.687
0.784
0.131
则:
\/
1206.9
0.099m3
V1
36001U
36001.687
2
V2
W2
1248.9
0.784m3
36002U
36000.784
2
W3
1220.67
1.29m3
V3
36003U
36000.131
2
所以，V取最大值1.29m3。
设H=2D
V—d2h
4
则一2D31.29
4
D0.94m>0.834mH1.88m>1.88m
对中央循环管，为保证足够的雾沫分离高度，防止雾沫夹带现象严重。
且加热室内径为1000mm所以取H2400mm，分离室直径D1200mm。
3.5接管尺寸的确定
由接管内径计算式d,4善估算出内径，从管子规格中查出相近的标准管。
3.5.1溶液进出口管
并流三效蒸发，第一效溶液流量最大，各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管，设计上进出口直径可取为一致。
u=2m/s，初始进料液浓度为0.12，密度为1131kg/m3,F=5681.2kg/h.
d•也.—4568「230mm
VuYu3600V10313.1423600
4Vs45.02
核算：
u=2==1.97m/s
d23.140.030.033600
符合要求u=1-3m/s。
故选取384mm
3.5.2加热蒸汽与二次蒸汽接管
二次蒸汽体积流量取各效最大者W=1248.9kg/h,=0.784kg/m3,u=40m/s.
4Vs尸匸匚41248.9287mm
u.u3600■0.7843.14403600
核算：
4Vs49318.1
u=2==40.03m/s
d3.140.2870.2873600
符合要求u=30-50m/s。
故选取32519mm
3.5.3冷凝水出口管
此管尺寸由加热蒸汽量较大者确定，W=1248.9kg/h，=968kg/m3,u=0.12m/s.
4W241248.9
:
u3600\9683.140.123600
4Vs41.29
2==0.119m/s
d3.140.0620.0623600
符合要求u=0.08-0.18m/s。
故选取683mm
第四章蒸发装置辅助设备的设计
4.1气液分离器
蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽在分离室得到了初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，还需设置器液分离设备，以使雾沫中的液体凝聚与二次蒸汽分离，故气液分离器又称除沫器。
惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。
本次设计采用惯性式除沫器。
惯性式除沫器主要尺寸的计算：
D0D1D1:
D2:
D31:
1.5:
2
HD3h0.40.5D1
式中：
D0为二次蒸汽的管径，m;
D1为除沫器内管的直径，m;
D2除沫器外罩管的直径，m;
D3除沫器外壳直径，m;
H除沫器的总高度，m;
h除沫器内管顶部与器顶的距离，m.
D0D1287mmD21.5D1430.5mmD32D1574mm
HD3574mmh0.5D1143.5mm
所以，以上除沫器内管选用32519,除沫器外罩管直径选用4509的管，除
沫器总高度574mm除沫器内管顶部与器顶的距离为143.5mm
4.2蒸汽冷凝器
蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将末效蒸发器产生的二次蒸汽冷凝，此次蒸发物质为NaOH溶液，水蒸气不需回收，故选择水喷式冷凝器。
对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓，冷
却水的进出口温度
工作水用量:
D（lCpt2）
CPt2t1
冷凝蒸汽量，Kg/h；
蒸汽的焓，KJ/Kg；
ti,t2冷却水进出口温度，C冷却水可循环使用；
CP冷却水平均比热，KJ/KgC0
其中：
t112Ct230CCp4.18KJ/（KgC）
I2606.484kJ/kgD=W3=1220.67kg/h
喷射器结构尺寸计算:
喷嘴数n及喷嘴直径d0:
p=320-20=300kpa=999kg/m3=0.95
水的密度，Kg/m3;
流量系数，可取0.930.96
喷嘴个数n的确定为:
2
3600nd0u1
4
d015mm
900d0ui9003.1415103223.3
999
2.7
故喷嘴个数为3个
文氏管喉部直径：
式中：
Pc排出压强与吸入压强之差，Pa
水喷射器其它各部尺寸为:
文氏管喉部长度
文氏管收缩口直径
文氏管收缩段长度
文氏管收缩角度
文氏管扩散段直径
文氏管扩散段长度
文氏管扩散段角度
L23d388mm
d21.58d341.08mm
L14d2d360.32mm
1105'
d41.78d346.28mm
l_310d4d3202.8mm
23050'
第五章设计结果一览表
表5-1进料条件
效数
第效
第二效
第三效
完成液浓度%
15.3
20.47
34
蒸汽流量kg/h
1206.9
1248.9
1220.67
传热面积m2
60.9
59.5
58.2
表5-2蒸发设备的数据
蒸发器尺寸
加热管高度
3m
循环管内径
440mm
加热管管径
382.5mm
加热管数目
256根
加热室内径
1000mm
分离室直径
1200mm
分离室咼度
2.4m
接管尺寸
溶液进出口管
384mm
加热蒸汽与二次蒸汽接管
32519mm
冷凝水出口管
683mm
除沫器总高度
574mm
除沫器内管顶部与器顶距离
143.5mm
除沫器内管直径
32519
除沫器外罩管直径
升级会员 