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课程设计蒸发器

过程设备原理课程设计

题目：

NaOH水溶液蒸发装置的设计

学院：

制造科学与工程学院

系别:

过程装备与控制工程

班级:

过控1102

学生姓名：

周伟

学号：

20116201

指导老师：

张健平

设计时间：

2014/7/4

《过程设备原理课程设计》任务书

题目：

NaOH水溶液蒸发装置的设计

一、设计原始数据

（1）设计任务：

处理量：

7.92×104（吨/年）（7.92×104，9.95×104，1.667×105）；

料液浓度：

4.7%（4.7％，10.6%）质量%；

产品浓度：

23.7%（23.7%，30%）质量%；

加热蒸汽温度151（℃）（151，158.1）；

末效冷凝器的温度49（℃）（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；

各效蒸发器中溶液的平均密度：

ρ1=1014kg/m3，ρ2=1060kg/m3，ρ3=1239kg/m3；

加热蒸汽压强：

500kPa；

冷凝器压强：

20kPa；

各效蒸发器的总传热系数：

K1=1500W/（m2•K），

K2=1000W/（m2•K），

K3=600W/（m2•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。

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 

1.1  设计方案论证 ............................................. 1 

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 ......................... 3 

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 .......................................... 7

 2.6  重复上述计算步骤 ......................................... 8

2.7  计算结果列表 ............................................ 11 

3 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 ............................ 12

 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 ............................ 12 

3.4  分离室直径和高度的确定 .................................. 12 

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 .................................... 15

5 评述 ................................................. 19 

5.1  可靠性分析 .............................................. 19 

5.2  个人感想 ................................................ 19 

6 参考文献 ............................................. 20

第一章绪论

1 设计方案简介 

1.1  设计方案论证 

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。

1.2  蒸发器简介 

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

2.1  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

2.2 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℃

取Δ＇＇＇=1℃

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℃

取Δ＇＇＇=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

对第二效：

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

对第三效：

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

2.5 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

X3=0.237

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

对第二效：

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

对第三效：

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+W2+W3=8819KJ/Kg

解得：

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：

Si=Qi/KiΔti

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

误差：

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

效次

一

二

三

冷凝器

加热蒸汽温度Ti/℃

151

121.4

93.5

60.1

操作压力pi＇KPa

340

180

20

20

溶液温度ti/℃

131.6

103.0

76.8

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

100.5

100.5

3 蒸发器的主要结构尺寸的计算

3.1  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：

3.2  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

3.3  加热室直径及加热管数目的确定 

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

3.5  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φ570×15

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 = 3 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 为流体的体积流量

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

4 蒸发装置的辅助设备的选用计算

4.1  气液分离器 

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 

其中 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  蒸汽冷凝器的选型设计 

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）

其中