NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.docx

1、NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计化工原理课程设计蒸发单元操作设计任务书班级 姓名 一、 设计题目：NaOH水溶液 三效并流 加料蒸发装置的设计二、 设计任务及操作条件1、 处理能力： 15000 kg/h NaOH 水溶液2、 物料条件NaOH水溶液的原料液（初始）浓度：Xo= 12 %（w）；浓缩（完成）液浓度： Xn= 38 %（w） ；加料温度：沸点。（原料液温度为第一效沸点温度）3、 操作条件加热蒸汽压强： 500 kPa冷凝器压强： 16 kPa各效蒸发器的总传热系数：K1=1600W/ （吊C ） , K2=1000W/（ miC ） , K?=600W/ （miC ）。各

2、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。各效蒸发器中料液液面高度为：1.5m。每年按300天计，每天24小时连续运行。厂址：宁波地区。三、 设备型式蒸发器： 中央循环管式蒸汽冷凝器：水喷射式冷凝器四、 设计项目（说明书格式）1、 封面、任务书、目录。2、 设计方案简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。3、 蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。4、 蒸发器的主要结构尺寸设计。5、 主要辅助设备选型：物料泵、蒸汽冷凝器及气液分离器（除沫器）等选型6、 绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图7、 对本设计进行评述。&参考文

3、献成绩评定 指导教师 1设计方案简介 11.1设计方案论证 11.2蒸发器简介 12设计任务 32.1估算各效蒸发量和完成液浓度 32.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差 32.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 42.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失） 42.2.3由流动阻力而引起的温度差损失 52.2.4各效料液的温度和有效总温差 52.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 62.4蒸发器传热面积的估算 72.5有效温差的再分配 72.6重复上述计算步骤 82.6.1计算各效料液浓度 82.6.2计算各效料液的温度 82.6.3各效的热量衡算 92.6.4蒸发器传

4、热面积的计算 102.7计算结果列表 113蒸发器的主要结构尺寸的计算 123.1加热管的选择和管数的初步估算 123.2循环管的选择 123.3加热室直径及加热管数目的确定 123.4分离室直径和高度的确定 123.5接管尺寸的确定 133.5.1热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中 Vs为流体的体积流量 133.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量 133.5.3冷凝水出口 134蒸发装置的辅助设备的选用计算 154.1气液分离器 154.1.1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。 154.1.2分离器的选型 154.2蒸汽冷凝器

5、的选型设计 154.2.1 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表 15422 蒸汽冷凝器的选型 164.3泵的选择 175评述 195.1可靠性分析 195.2个人感想 196参考文献 201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

6、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：各效间压力差大，可省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预 热管；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；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

7、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12m直径2575mm 长径比为2040。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

8、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 4-15所示。1F *刊、M10 4-15并流加科三敗蒸发的物料衡算和热量衡算示意團很2设计任务2.1估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量 W=F 1X0 L10000 1 0.12 L 7000kg/h I X3 丿 i 0.40 丿因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设W1：W2：W3=1.0:1.1:1.2W =W1

9、 W2 W3 =3.3W17000W1 2121.2kg/h3.3W2 =1.1 2121.2 二 2333.3kg/hW3=1.2 1818.2 =2181.8kg/hx3 二 0.402.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差P1 =520kPaPk =18kPa设各效间压力降相等，则总压力差为I ：P=P1-PK =520 -18 =502kPaK各效间的平均压力差为由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P； = R -APi =520-167.3 =352.7kPaP2 =R 2也Pi =520267.3 = 185.4kPaF3= Pk =18kPa由各效的二次蒸气压力，从手册中查得相

10、应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中；表1-1各效二次蒸汽物化数据效数In二次蒸气压力Pi , kPa352.7185.418二次蒸气温度Ti , C（即下一效加热蒸汽的温度）138.9118.157.0二次蒸气的气化潜热ri , kJ/kg（即下一效加热蒸汽的气化潜热）2148.12214.02358.3221 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失根据各效二次蒸气温度（也即相同压力下的沸点）和各效完成液的浓度 为，由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为tAi=148CtA2=132Ct a3=84C则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失冷=tA1 -T1 =148.0

11、-138.9 =9.12 C2 =tA2-T2=132-118.1 =13.9 C人3 =tA3 -T3 = 84.0-57 = 27C所以K -9.12 13.9 27 =50.02 oC2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）查手册得各效温度、浓度下的 NaOH密度，为简便计，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， p 1=1170 kg/m3, p 2=1240 kg/m3,3p 3=1430kg/m。则根据流体静力学方程，液层的平均压力为所以pm2 =P2 2 185.4 1240 9.8! 1.5=194.5kPa2000Pm3 七 空=18 1

12、430 983 j28.5kPa2000 2如03由平均压力可查得对应的饱和温度为Pm3Tpm1=140 C, Tpm2 =119.3 C, Tpm3 =67.9 C 所以 .=Tp - =140-138.9 =1.12 Cml：2 =TPm2 T2 =119.3118.1 =1.2 C ：3 二TP T3 =67.957 =10.9 Cm3二广严= 1.12 1.2 10.9 =1322 C2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失取经验值1oC，即角丄爲丄爲丄1oC，则=3C 故蒸发装置的总的温度差损失为八 ： ：、：= 50.2 13.22 3 二 66.24 C2.2.4各效料液的温度和有

13、效总温差由各效二次蒸气压力p及温度差损失V，即可由下式估算各效料液的温度ti, 1 订冷訂.= 9.12 1.12 1 =11.24 C：2 = 2 2T3.9 1.2 1 =16.1 C3 ；3 3 3 =27 10.9 1 =38.9C各效料液的温度为b 订 冷=138.9 11.24 =150.12 Ct2 二 T2 ：2 =118.1 16.1 =134.2 Ct3 订3 ：3 =57 38.9 =95.9 C有效总温度差Z 3 =（Ts TK ）瓦也由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为153.3 C、汽化潜热为 2103.9kJ/kg ，所以t = Ts TK =153.3 57

14、66.24 = 30.06 C第I效的热量衡算式为对于沸点进料，to=t,，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为1=0.98-07*式中为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化4 =0.98 - 0.7 凶=0.98 0.7 0.15230.12 = 0.9574所以r 21039W -SDj 1 =0.9574Dj 汇 =0.9377D1 (a)A 2148.1第U效的热量衡算式为r2 t _ 12 IW2 =一 W1 二 + (FCpo WjCpw.r2 r2 一2=0.98 0.7 ：x2 =0.98 0.7 0.2164 0.1523 = 0.93512148 1 152

15、12 134 2 jW4 =0.9351 W1 10000 3.77 -W 4.187 0.8745W； 253.49IL 1 2214 1 2214 1(b)对于第川效，同理可得啊 . 3 丄 y 二2 13W3 = 口3 W2 丄 +(FCpo -W1Cpw -W2Cpw-r3 r3 一3=0.98-0.7 x3 =0.98 - 0.7 0.4 -0.2164 = 0.85152214 134 2 _ 95 9W3 =0.8515 W2 10000 3.77 -W1 4.187 -W2 4.187_ 2358.3 2358.3= 0.7417W2 -0.0579M 521.51 (c)又

16、W 她 W3 二 7000 (d)联解式(a)至式(d)，可得w = 2219kg/hW =2194kg/hW -2020.3kg/hDi = 2366.5kg/h2.4 蒸发器传热面积的估算Si Q D1r 2366.5 2103.9 103/3600 = 1.383 106 W * =1533-150.12 = 3.18 CQ1s 11.383 106 =271WKr t1 1600 3.18Q2 =Wr； =2219 汉 2148.103/3600=1.324d06WAt? =T2 12 一t2 =138.9134.2=4.68 CS2 2 1.324 10 69.23m2K2 ：t2

17、1000 4.68Q2Q3 =W4r2 =2194 2214 103/3600 = 1.35 1 06W加3 =T3 13 =T2 t3 =116.686.8 = 29.8 C61 35汉10 2S3 3 101.4m2K3 t3 600 22.2Q3误差为1 一泡 =1 一693 =0.745，误差较大，应调整各效的有效温差，重Smax 271.8Smin复上述计算过程。2.5有效温差的再分配S-S1 Vt2 色氏3271.8 3.18 旳23 4.68 101.4 空14.42m23.18 4.68 22.2重新分配有效温度差得,.-：t1 =Sl .:ti 271.8 3.18 = 7.

18、55 CS 114.42-12 12 4.68 = 2.83 CS 114.42=生.过3 = 1014 22.2 =19.67 CS 114.422.6 重复上述计算步骤2.6.1计算各效料液浓度由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即x3 =0.3362.6.2计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变， 各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为95.9 C,即13=95.9 C则第川效加热蒸汽的温度（也即第U效二次蒸气温度）为T 二T2 =t3 ：t3 =95.9 19.67 = 115.57 C由第U效二次蒸气的温度 T 115.57 C及第U效料液的浓度 x2

19、=0.2148查 杜林线图得第U效溶液的沸点为tA2 =126 Co由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变。故第U效料液的 温度为t2 二 tA2 2 辽=126 1.2 1.0 =128.2 C同理 t2 二珂2 t2 = 128.2 2.83 =131.03 C由T 136.9 C及第I效料液的浓度x 0.169查杜林线图，得第I效溶液的沸点为143.8 Co则第I效料液的温度为t, =tAi u 芽=143.8 1.12 1.0 =145.92 C第一效料液的温度也可由下式计算1話 一 =153.3 - 7.5 =145.75 C说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算

20、，故有效总温度差不变, 即 . C30.06 C温度差重新分配后各效温度情况列于下表：效次In加热蒸汽温度，C=153.3T1 =131.03T2 =115.57有效温度差，CLt1 = 7.55匚 t2 = 2.83匚 t3 = 95.9料液温度（沸点），Cb =145.92t2 =128.2t3 = 95.92.6.3各效的热量衡算T2 =T3 =115.57 Cr2214.9kJ/kgT3 =57 Cr 2365.8kJ/kg1 =0.98-0.7 * =0.98-0.70.154-0.12 =0.9562W 二 =0.9562D1 21039 0.9266D1r, 2171.08第U效

21、k r2 丄 $ 右一t2r2W2 八敬1 二+(FCp。-W2pw 2IL r22=0.980.7 ：x2 =0.980.7 0.2148 0.154 = 0.9374= 0.88751W1 282.722171 8 14592 1282W2“9374W1 2214.9 10000 377 佔 22149 第川效3=0.98-0.7 ：X3 =0.98 -0.7 0.336-0.2148 =0.89512214 9 128 2 _ 95 91W3 = 0.8951 W2 10000 3.77 -W, 4.187 -W2 4.187 -3 IL 2 2365.8 1 2 2365.8=0.78

22、6肌-0.051则 460.67又 W W2 W7000联立解得W = 2385.39kg/hW2 = 2399.75kg / hW = 2215.35kg/hD 2574.35kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为2219.41 = 0.0492385.4计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓 度无明显变化，不需重新计算。2.6.4蒸发器传热面积的计算Q1 = = 257435 2103.9 103/3600 = 1.504 106 W也=7.55 CG Q1S|Kt1211 106 =120轴1600 7.55Q2 =Wr； =2385.39x2171.

23、0803/3600 = 1.439X06W心=2.83 CQ3 二 W2r2 =2399.75 2214.9 103/3600 = 1.476 106W.=19.67 CQ3误差为1 _Smn “ _空色=0.047 ： 0.05，迭代计算结果合理，取平均传热Smax 126-4面积 S = 78.9m2。2.7 计算结果列表效数In川冷凝器加热蒸汽温度TJC153.3131.03115.5757操作压力Pi , kPa352.7185.41818溶液温度（沸点）ti,oC145.92128.295.9完成液浓度x15.421.4833.6蒸发量W,kg/h2385.392399.972215

24、.35蒸汽消耗量D,kg/h2574.35传热面积S,m2123.95123.95123.953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：d(L -0.1)其中s蒸发器的传热面积，m,由前面的工艺计算决定 do加热管外径，mL加热管长度，m,取L=2m, d o=57mm364.49 : 365 根3.140.057 (2 -0.1)3.2循环管的选择有经验公式循环管内径Dj =、(0.4-0.1)ndj因为S较大，取Di 二 ,0.4n di取 D=0.604m3.3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n =1.1 365 =21

25、.01=22 根加热室内径Di=t(n c-1)+2 b其中t为管心距，取0.07m, b =1d0D=0.07 X (22-1)+2 X 1 X 0.057=1.584m, 取 D=1584mm3.4分离室直径和高度的确定分类室的体积v=kg/m3 , U为蒸气体积强度， 一般允许值为1.1 1.5m3/ ( mi s )W=W2215.35kg/h，p =0.1 240kg/m3 U=1.1m3/(m3 s)。所以V=4.512兀2分离室高度H与直径D的关系：V=&H, D=D i=1584mm4求出 H=2.29m3.5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

26、体积流量流体进出口的内径按d=. 4VS计算因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs= 2215.35/3600 =4.963 m/s0.124取 u 的流速为 25m/s，d=. 4.963 4 = 0.5029 255取管为530 15 则实际流速为u= 4 4.9632 =25.29 m/s3.147.523.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs= 10000/3600 =0.00237 rrVs1170因为其流动为强制流动，u =0.8-15 m/s,所以取u = 3 m/s 则有丨4 x 2 37疋 10d=、一. =0.00237 m,取管为 38 2.5

27、 3.14汉3则实际流速为 u= 0.002372 = 2.77 m/s3.14P0333.5.3冷凝水出口其中Vs为流体的体积流量_4 3 f= 6.166 10 m/ss_W3_2215.35/3600Vs= =P 998按自然流动的液体计算，u=0.08 0.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出取管108 9，实际流体流速为44 6.166 103.140.0924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

28、围50 m196 588KPa8590 %常压1225m/s减压25m/s4.1.2分离器的选型由 DD D 1： D2： D3： =1： 1.5 : 2.0 H=D - 3H= (0.4 0.5 ) D其中Do二次蒸汽的管径，mD1 除沫器内管的直径，mD除沫器外管的直径，mD3除沫器外壳的直径，mH 除沫器的总高度，mH 除沫器的内管顶部与器顶的距离， m所以 D 1= Do=O.53 m D 2=0.795m D 3=1.06mH= D3=1.O6m h=0.5D 1=0.265m4.2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，其性能参数如表表0-2多层孔板式蒸汽

29、冷凝器性能参数表水气接触压强塔径范围结构与要求水量面积大10672000Pa大小均可较简单较大422 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，冷却水进口温度比，VL偏小，故应取 VL =1.25，VL=52.25M/h2.冷凝器的直径取二次蒸汽的流速u=15m/s则D=3.14 15 0.124二 0.649 m3.淋水板的设计因为D500mn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L?=0.15m.依次计算出：L70.150.7-0.7L60.210.7-0.7L50.30.70.7L40.430.70.7L3