氢氧化钠三效蒸发课程设计说明书.docx

1、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 400-800 C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，

2、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

3、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

4、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

5、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

6、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

7、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/（m2C ） , K2 =1000W/（m

8、2C ）, Ka=600W/（m2C ）,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： F 45000000 5681.82 kg/h330 24X 0 12总蒸发量：W F（1 0） 5681.2 （1 ） 3676.47 kg / hX3 0.34并流加料蒸发，W1 :W2 : W3 1:1:1QO7O A 7w W2 W3 36_6 1225.49 kg/ h初估各校完成液的浓度：X1FXo 5681.82 12%F W1

9、5681.82 1225.49X3 0.342.2溶液沸点和有效温度差的确定3 3p P P 500 160 340KPap 180KPaP3 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)34018020二次蒸汽温度t (C)137.7116.660.1二次蒸汽的汽化热(KJ/Kg)2155.462214.32354.92.2.1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

10、的温度差损失校正系数法：f 0校正系数，无因次一般取 f 0.0162 rT；操作压强下水的沸点， Cr操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg0 0.0162 273 ta 100137 7 2730.0162 105.4 100 6.8582155.46其他数据及计算结果见表2-21Pi (kpa)34018020Xi0.1530.20470.34ta)105.4108.36120.3i(C )5.48.3620.32.2.2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

11、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： Pm p PgL式中pm 液层的平均压力，Pap 液面处的压力，即二次蒸汽的压力， Pa溶液的平均密度，kg/m3L 液层高度，2m ；各浓度下溶液密度见下表浓度%15.320.4734密度kg/m31167.41224.31369.71167.4 9.8 2pm1340,亠3351.44kpa2101224.39.8 2Pm21802103192kpa1369.79.8 2Pm320333.42kpaPm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）138.93120.1969.41

12、p对应的水的沸点（C）137.79116.660.1i (C)1.143.599.312.2.3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 ； ； C2.2.4各效料液的温度和有效总温差I II III11 1 1 6.858 1.114 1 8.998 CI II III2223 9.2796 3.59 1 13.8696 CI II III3333 15.4889 9.31 1 25.79

13、89 C所以各效沸点为 t1 137.7 8.998 146.7 C 右 151.7 146.7 5 Ct2 116.6 13.8696 130.47 C t2 137.7 130.47 7.23 Ct3 60.1 25.7989 85.9 C t3 116.6 85.9 30.7 C2.3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Wii Dmi 1FC p0 WnC pw (ti 1 ti )n 1ri式中：Di 第i效的加热蒸汽量，kg/hA, A 为第i效加热蒸汽的汽化热，kJ/kgCpo 为原料液的比热，kJ/ (

14、kg C) , Cpo=3.77 kJ/ (kg C)Cpw为水的比热，kJ/ (kg C) , Cpw=4.18 kJ/ (kg C)ti, ti !分别为第i效及第i-1效溶液的沸点，Ci 为第i效的热利用系数，对NaOH水溶液蒸发， =0.98-0.7 x各效的热利用系数： ,0.98 0.7 (0.153 0.12) 0.956920.98 0.7 (0.2047 0.153) 0.943830.98 0.7 (0.34 0.2047) 0.8853根据水蒸汽表，查各压强下的汽化热见表 2-4表2-4123ti C146.7130.4785.9r； (kJ/kg)2155.462214

15、.32354.9初始压力500kPa时水蒸气汽化热为r1 2113.2kJ/kg第二效：h r, 2155.46 (kJ/kg)0.889W1 148.2W2 0.889W 148.2 (2) 第三效：r3 D 2214.3 (kJ/kg)0.76W, 358.9 0.07W1W3 0.76W2 0.0M 358.9 (3)W W 她 W3 3676.47 Kg / h (4)联立式(1) (2) (3) (4)解，得：D1 1281.5463 Kg /h2.4各效传热面积的计算及有效差的调整Q12708163.6 一K1t1101500 5 3600Q22640779.7K2t21000 7

16、.23 3600Q32913872.5K3t3600 30.7 3600S1S2S3243.9 m2101.5m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 =t 3+ t3 =85.9+22.4=108.3沸点 t 2=T2+ 2=108.3+13.8696=122.17 C2= t 2+ t2=122.17+12.2=134.37 C沸点 T1 t1 t1 =143.37+8.3=151.67 C各效数据表，见表2-5表2-5第效第二效第三效Ti C151.67134.37108.5ri (kJ/kg)2092.332165.12236.02Ti C134. 37108.

17、 360. 1r； (kJ/kg)2165. 12236. 562354. 9ti C143. 37122. 1785. 9r 2092 33第一效： w 1D10.9569D1 0.925D1 (1)r1 2165.1r2 t1 t2W 2 W 2 FC。WCw 1 22 D第二效：2165.1 143.37 122.170.9438 W 5681.82 3.77 4.18W12236.56 2236.560.876 191.63W2 0.87洌 191.63 ( 2)r3 t2 t3W 3 W2， FC0 WCw W4Cw 亠3 3第二效：2236.02 122.17 85.90.8853

18、 W4 5681.82 3.77 4.18 W 4.18 W2354.9 2354.90.79W2 292.06 0.05W1W3 0.79W2S 3 1 S2 t2 3 t3 ttl t2平均传热面积：60.9 8.3 59.5 12.2 58.2 22.48.3 12.2 22.4259.09mS3误差：S 1 6.9 呎7% 59.0952 59.5 59.09 0.69%59.09c 59.09 58.2531.5% 59.09旦 2793239784 58.2m2K3 t3 600 22.4 3600由计算结果可知误差均小于4%符合要求。则 Si= (1+10% 59.09=65m2

19、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25 x 2.5mm38x 2.5mm57x 3.5mn等几种规格的 无缝钢管。一般为加热管的长度为0.2-6.0mL= 6，则n =2,L= 3 m,加热管选用长为3m,38 x 2.5mn不锈钢管。nSdo L 0.1初步估计所需的管子数n187.8 （根）3.14 0.038 3 0.1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

20、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 、n 0.4 di 188 0.7 38 440mm选取480 20mm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

21、内径，即 n取188nc 1.1、188 15.08，取 nc=l6取 do 38mm t 48mm b 1.5doDi 48 16 1 2 1.5 38 834mm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：W3600 U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/m3U 蒸发体积强度，一般允许值为1.5-2.5m3 / m3 s表

22、3-3效数第效第二效第三效二次蒸汽温度C134.37108.360.1密度Kg/m31.6870.7840.131则:/1206.90.099m3V13600 1U3600 1.6872V2W21248.90.784m33600 2U3600 0.7842W31220.671.29m3V33600 3U3600 0.1312所以，V取最大值1.29 m3。设 H=2DV d2h4则一2D3 1.294D 0.94m 0.834m H 1.88m1.88m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H 2400mm，分离室直径D 1200mm。

23、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=2 m/s，初始进料液浓度为 0.12，密度为 1131kg/m3,F=5681.2kg/h.d 也. 4 5682 30mmV u Y u 3600 V1031 3.14 2 36004Vs 4 5.02核算：u= 2 = =1.97m/sd2 3.14 0.03 0.03 3600符合要求u=1-3m/s。故选取 38 4mm3.5.2加热蒸汽与二次蒸汽接管二次蒸

24、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 4 1248.9 287mmu . u 3600 0.784 3.14 40 3600核算：4Vs 4 9318.1u= 2 = =40.03m/sd 3.14 0.287 0.287 3600符合要求u=30-50m/s。故选取 325 19mm3.5.3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.4W2 4 1248.9: u 3600 968 3.14 0.12 36004Vs 4 1.292 = =0.119

25、m/sd 3.14 0.062 0.062 3600符合要求 u=0.08-0.18m/s 。故选取 68 3mm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：D0 D1 D1 :D2 : D3 1:1.5:2H D3 h 0.4 0.5 D1式中： D0 为二次蒸汽的

26、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.D0 D1 287mm D2 1.5D1 430.5mm D3 2D1 574mmH D3 574mm h 0.5D1 143.5mm所以，以上除沫器内管选用 325 19 , 除沫器外罩管直径选用 450 9的管，除沫器总高度574mm除沫器内管顶部与器顶的距离为143.5mm4.2 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

27、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(l Cpt2)CP t2 t1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 / Kg C 0其中：t1 12 C t2 30 C Cp 4.18KJ / (Kg C)I 2606.484kJ/kg D=W 3=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 0.93 0.96喷嘴个数n的确定为:236

28、00 n d0u14d0 15mm900 d0 ui 900 3.14 15 10 3 2 23.39992.7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L2 3d3 88mmd2 1.58d3 41.08mmL1 4 d2 d3 60.32mm1105d4 1.78d3 46.28mml_3 10 d4 d3 202.8mm2 3050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%15.320.4734蒸汽流量kg/h1206.91248.91220.67传热面积m260.959.558.2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38 2.5mm加热管数目256根加热室内径1000 mm分离室直径1200mm分离室咼度2.4m接管尺寸溶液进出口管38 4mm加热蒸汽与二次蒸汽接管325 19mm冷凝水出口管68 3mm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325 19除沫器外罩管直径