毕业设计（论文）75Kta烧碱蒸发工段工艺设计

1、目 录 摘要1概述3 1.1蒸发3 1.2蒸发操作分类3 1.3蒸发操作的特点4 1.4蒸发设备42.工艺流程的确定7 2.1选定工艺流程7 2.2三效顺流流程82.2.1流程介绍82.2.2影响因素83.蒸发过程工艺计算9 3.1物料衡算9 3.1.1计算依据9 3.1.2总物料衡算10 3.1.3 第一效物料衡算11 3.1.4第二效物料衡算12 3.1.5第三效物料衡算13 3.2温差损失计算14 3.2.1 估计各效二次蒸汽压力143.2.2 溶液中因溶质浓度引起的温度损失153.2.3溶液液柱静压引起的温度损失153.2.4各效间管路阻力引起的温度损失153.2.5各效溶液沸点15

2、3.3热量衡算15 3.3.1 蒸发水量163.3.2 总的有效温差及在各效中的分配17 3.4迭代计算173.4.1第一次迭代计算173.4.2第二次迭代计算223.4.3第三次迭代计算结果243.5 计算各效加热面积253.6 最终计算结果264蒸发装置结构计算27 4.1中央循环管式蒸发器27 4.1.1加热管的直径和长度27 4.1.2循环管的尺寸27 4.1.3加热室直径及管数27 4.1.4分离室的高度28 4.2蒸发装置的辅助设备28 4.2.1.汽液分离器29 4.2.2冷凝器33 4.2.3蒸发器接管尺寸计算335设备一览表34设计评述35参考文献36致谢37附38摘 要 隔

3、膜法电解制得的11%的碱液，采用三效顺流蒸发使碱液浓度达到32%的要求。本设计通过对整个蒸发过程进行总物料衡算，各效物料衡算，温差损失计算，热量衡算，并进行多次迭代后达到一定的误差要求后算得各效的传热面积。用物料计算的结果并综合考虑能耗和总费用等问题，对工艺过程进行一定的改进和优化后，再对设备的主要工艺尺寸进行计算，以达到设计的要求；对辅助设备进行设计选型，选出适合的设备。最后绘制出带控制点的工艺流程图，见附图。关键字：蒸发器，三效顺流，烧碱蒸发 abstract diaphragm electrolysis was 11% of the lye, the use of three-effec

4、t evaporation of the alkali concentration downstream 32% of the requirements. the design of the evaporation process by the total mass balance, the effective material balance, temperature loss calculations, heat balance, and multiple iterations required to achieve a certain degree of error is conside

5、red after the effective heat transfer area. the calculated results with the material and considering issues such as energy consumption and total cost of process improvement and optimization of a certain, then the main process on the size of the device calculated to meet the design requirements; desi

6、gn and selection of auxiliary equipment to select the appropriate equipment. finally, with control points to draw out the flow chart, see attached. keywords: evaporator, three-way downstream, caustic soda evaporation 显示对应的拉丁字符的拼音字典1.概 述1.1蒸发蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程

7、。蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的：(1)获得浓缩的溶液产品；(2)将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品；(3)脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某种循环流动，被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够的分离空间，以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴，或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽如不再利用，应将其在冷凝器中加以冷凝。蒸发过程中经常

8、采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称做一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。1.2蒸发操作的分类按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸气，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。按操作压力可以分为常压、加压或真空蒸发。真空蒸发有许多优点：（1）、在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸

9、发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；（2）、可以利用低压蒸气作为加热剂；（3）、有利于对热敏性物料的蒸发；（4）、操作温度低，热损失较小。在加压蒸发中，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。1.3蒸发操作的特点蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点:(1)沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸气压低，使溶液的沸点高于纯溶剂的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温

10、度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。（2）物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发操作彼此必须要考虑的问题。（3）节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸气。如何充分利用热量，提高加热蒸气的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。1.4 蒸发设备蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。

11、蒸发设备主要包括蒸发器，冷凝器和除沫器，工业上需要蒸发的物料有多种，它们的物性各不相同，为了适应不同物料的加工要求，形成了多种形式的蒸发器。蒸发器是由加热室和分离室两部分构成。加热室中通常用饱和水蒸气加热，从溶液中蒸发出的二次蒸汽在分离室中与溶液分离后引出。蒸发器顶部设有除沫器，用以分离被气流夹带的液滴。二次蒸汽进入冷凝器冷凝后直接排除。蒸发操作有单效蒸发和多效蒸发两种方式。若对产生的二次蒸汽不再利用，而是直接送往冷凝器被除去，为单效蒸发；若把在高压下的蒸发器内的二次蒸汽直接送往另一压力较低的蒸发器中作为加热蒸汽，如此类推，把多个操作压力大小不同，并按顺序排列的蒸发器连接起来，可组成多效蒸发。

12、本设计采用的是三效并流蒸发。 由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类1：（1）循环型蒸发器 特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有a.中央循环管式蒸发器：也是标准式蒸发器，它的加热室由垂直管束组成，中间有一根直径很大的中央循环管，其余管径较小的加热管称为沸腾管。由于中央循环管较大，其单位体积溶液占有的传热面，比沸腾管内单位溶液所占有的要小，即中央循环管和其它加热管内溶液受热程度不同，从而沸腾管内的汽液混合物的密度要比中央循环管中溶液的密度小，加

13、之上升蒸汽的向上的抽吸作用，会使蒸发器中的溶液形成由中央循环管下降、由沸腾管上升的循环流动。这种循环，主要是由溶液的密度差引起，故称为自然循环。这种作用有利于蒸发器内的传热效果的提高。 为了使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积一般为其它加热管总截面积的40100%；加热管高度一般为12m；加热管直径在2575mm之间。这种蒸发器由于结构紧凑、制造方便、传热较好及操作可靠等优点，应用十分广泛。但是由于结构上的限制，循环速度不大。加上溶液在加热室中不断循环，使其浓度始终接近完成液的浓度，因而溶液的沸点高，有效温度差就减小。这是循环式蒸发器的共同缺点。此外，设备的清洗和维修也不够方便，所以这种蒸发

14、器难以完全满足生产的要求。 b.悬筐式蒸发器 ：为了克服循环式蒸发器中蒸发液易结晶、易结垢且不易清洗等缺点，对标准式蒸发器结构进行了更合理的改进，这就是悬筐式蒸发器。加热室悬挂在蒸发器壳体的下部，并且以加热室外壁与蒸发器内壁之间的环形孔道代替中央循环管。溶液沿加热管中央上升，而后循着悬筐式加热室外壁与蒸发器内壁间的环隙向下流动而构成循环。由于环隙面积约为加热管总截面积的100至150%，故溶液循环速度比标准式蒸发器为大，可达1.5m/s。此外，这种蒸发器的加热室可由顶部取出进行检修或更换，而且热损失也较小。它的主要缺点是结构复杂，单位传热面积的金属消耗较多。 c.列文式蒸发器： 上述的自然循环

15、蒸发器，其循环速度不够大，一般均在1.5m/s以下。为使蒸发器更适用于蒸发粘度较大、易结晶或结垢严重的溶液，并提高溶液循环速度以延长操作周期和减少清洗次数。 其结构特点是在加热室上增设沸腾室。加热室中的溶液因受到沸腾室液柱附加的静压力的作用而并不在加热管内沸腾，直到上升至沸腾室内当其所受压力降低后才能开始沸腾，因而溶液的沸腾汽化由加热室移到了没有传热面的沸腾室，从而避免了结晶或污垢在加热管内的形成。另外，这种蒸发器的循环管的截面积约为加热管的总截面积的23倍，溶液循环速度可达2.5至3 m/s以上，故总传热系数亦较大。这种蒸发器的主要缺点是液柱静压头效应引起的温度差损失较大，为了保持一定的有效

16、温度差要求加热蒸汽有较高的压力。此外，设备庞大，消耗的材料多，需要高大的厂房等。 除了上述自然循环蒸发器外，在蒸发粘度大、易结晶和结垢的物料时，还采用强制循环蒸发器。在这种蒸发器中，溶液的循环主要依靠外加的动力，用泵迫使它沿一定方向流动而产生循环。循环速度的大小可通过泵的流量调节来控制，一般在2.5m/s以上。强制循环蒸发器的传热系数也比一般自然循环的大。但它的明显缺点是能量消耗大，每平方米加热面积约需0.40.8kw。（2）单程型蒸发器 特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。 优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。 缺点：设计或操作

17、不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。此类蒸发器主要有a. 升膜式蒸发器： 其加热室由许多竖直长管组成。常用的加热管直径为2550mm，管长和管径之比约为100150。料液经预热后由蒸发器底部引入，在加热管内受热沸腾并迅速汽化，生成的蒸汽在加热管内高速上升，一般常压下操作时适宜的出口汽速为2050m/s，减压下操作时汽速可达100至160m/s或更大些。溶液则被上升的蒸汽所带动，沿管壁成膜状上升并继续蒸发，汽、液混合物在分离器内分离，完成液由分离器底部排出，二次蒸汽则在顶部导出。须注意的是，如果从料液中蒸发的水量不多，就难以达到上述要求的汽速，即升膜式蒸发器不适用于

18、较浓溶液的蒸发它对粘度很大，易结晶或易结垢的物料也不适用。 b. 降膜式蒸发器 ：降膜式蒸发器和升膜式蒸发器的区别在于，料液是从蒸发器的顶部加入，在重力作用下沿管壁成膜状下降，并在此过程中蒸发增浓，在其底部得到浓缩液。由于成膜机理不同于升膜式蒸发器，故降膜式蒸发器可以蒸发浓度较高、粘度较大（例如在0.050.45ns/m2范围内）、热敏性的物料。但因液膜在管内分布不易均匀，传热系数比升膜式蒸发器的较小，仍不适用易结晶或易结垢的物料。 由于溶液在单程型蒸发器中呈膜状流动，因而对流传热系数大为提高，使得溶液能在加热室中一次通过不再循环就达到要求的浓度，因此比循环型蒸发器具有更大的优点。溶液不循环带

19、来好处有：（1）溶液在蒸发器中的停留时间很短，因而特别适用于热敏性物料的蒸发；（2）整个溶液的浓度，不象循环型那样总是接近于完成液的浓度，因而这种蒸发器的有效温差较大。其主要缺点是：对进料负荷的波动相当敏感，当设计或操作不适当时不易成膜，此时，对流传热系数将明显下降。 c. 刮板式蒸发器： 蒸发器外壳内带有加热蒸汽夹套，其内装有可旋转的叶片即刮板。刮板有固定式和转子式两种，前者与壳体内壁的间隙为0.51.5mm，后者与器壁的间隙随转子的转数而变。料液由蒸发器上部沿切线方向加入（亦有加至与刮板同轴的甩料盘上的）。由于重力、离心力和旋转刮板刮带作用，溶液在器内壁形成下旋的薄膜，并在此过程中被蒸发浓

20、缩，完成液在底部排出。这种蒸发器是一种利用外加动力成膜的单程型蒸发器，其突出优点是对物料的适应性很强，且停留时间短，一般为数秒或几十秒，故可适应于高粘度（如栲胶、蜂蜜等）和易结晶、结垢、热敏性的物料。但其结构复杂，动力消耗大，每平方米传热面约需1.53kw。此外，其处理量很小且制造安装要求高2.工艺流程的确定2.1 选定工艺流程电解碱液蒸发常在多效蒸发装置中进行，采用多效蒸发器的目的，是为了减少加热蒸汽的耗量。在多效蒸发器中，要求后一效的操作压强和溶液的沸点较前一效低，因此引入前一效的二次蒸汽作为加热介质，这样仅第一效需要消耗生蒸汽。这就是多效蒸发的操作原理。 假设原料液在沸点下进入蒸发室，并

21、忽略热损失、各种温度差损失，以及不同压强下汽化潜热的差别时，则理论上，在多效蒸发装置中，每蒸发1公斤水需要1/n公斤的加热蒸汽2。但在实际蒸发内由于存在上述因素，则多效蒸发时，便达不到上述的经济性。随着效数的增加，所节省的生蒸汽量不断减小，同时各效所分配到的有效温差，随着效数的增加而减小，生产能力和强度也不断降低。因此最佳效数要通过经济衡算决定。单位生产能力的总费用为最低时的效数，即为最佳效数。温度差损失是限制效数的主要因素。蒸发装置中效数越多，温度差损失越大，当出现总温度差损失等于或大于有效总温度差时，蒸发操作就无法进行了。若增加有效总温差，就需要压力较高的蒸汽，因此效数也是由所供蒸汽的压力

22、来决定的。电解碱液蒸发，由于起沸点升高较大，一般取34效。从基建投资、能耗以及维修等综合比较，装置规模在日产烧碱450吨以上时才采用四效。选择合适的蒸汽压力与经济效数，可以达到较好的经济效果。碱液蒸发工艺过程。按碱液和蒸汽走向的相互关系，可分为顺流，逆流和错流流程。 生产30%液碱，大多采用双效顺流，以及三效顺流流程。 生产42%液碱，也大多采用双效顺流、三效四体两段以及三效顺流部分强制循环的流程。生产42%液碱，不宜采用三效逆流，由于一效需要采盐，一效蒸发器是正压操作罐，高温高浓度碱，对泵的材质及密封要求较高；若一效不采盐，闪蒸效出料的结晶量就要超过12%，会引起管道的严重堵塞。生产50%液

23、碱，一般采用三效或四效逆流或错流流程，swenson和zaremba是液碱蒸发的两大类蒸发技术，它们各有特点3。 逆流加料流程的主要优点是：随着溶液的浓度逐效提高，溶液的温度也在不断的提高，因此各效的粘度比较接近，各效的传热系数也大致相同。由于碱液与蒸汽为逆流流向，这样可以使低粘度的碱液在低温下沸腾，高浓度、高粘度的碱液在高温下沸腾。从而提高了传热系数，减少了设备的加热面积，减少了投资。缺点是效间需用泵输送，能耗较大。 并流流程的优点是：后效蒸发室压力较前效低，前效溶液可籍压差流入后效，无需用泵输送。此外，后效较前效低，溶液自前效流入后效时，由于过热而发生自蒸发，从而蒸发更多的溶液。这种流程的

24、缺点是：后效溶液的浓度较前较大，而沸点又较低，其粘度则相对较大，使后效蒸发器的传热系数较前效较小查阅相关资料后对各种蒸发流程做对比分析后知，顺流蒸发时浓效液温较低，对材质要求较低，适合生产30-40%碱液的中小型企业。为满足工艺要求，本设计采用三效顺流蒸发流程。 2.2三效顺流流程2.2.1流程介绍电解液经预热后进入一效蒸发器，自然循环加热蒸发，浓缩后的碱液靠压差顺次过料到下一效，由三效出料至浓碱液贮槽，然后再进行冷却澄清。二、三效蒸发器的盐浆，分别送旋风分离器增稠后，经离心机分离氯化钠结晶，再溶化成回收盐水送盐水工序。母液送二效蒸发器。生蒸汽进入一效蒸发器，一效、二效产生的二次蒸汽分别供给二

25、效及三效，三效产生的三次蒸汽在大气冷凝器中，由生产上水直接冷凝，不凝气经真空泵徘入大气。2.2.2影响因数（1）生蒸汽压力4 生蒸汽是电解碱液蒸发的热源，较高的生蒸汽压力可以使蒸发系统获得较大的温差，使装置具有较大的生产能力。 但对于内沸式蒸发器来说，当生蒸汽压力升高到一定程度时，碱液由泡核沸腾变为膜状沸腾，汽膜的存在降低了碱液的传热系数，使装置能力受到影响。 生蒸汽压力偏低，蒸发器将不能维持良好的沸腾状态，特别是对自然循环蒸发器，由于料液循环速度小，管内传热系数将按循环速度的0.8次方而降低。同样，加热蒸汽压力也受到蒸发发过程不稳定因素的影响而波动，如进料浓度大、温度高，使生蒸汽压力将由于耗

26、热量少而升高。反之，则降低。所以将加热蒸汽压力作为控制值，然后调节蒸汽量是很必要的。因此本设计选用加热蒸汽压力为0.85mp，进料温度为第一效沸点。（2）蒸发器液位控制保持蒸发器液面的正常和稳定，对蒸发操作是十分重要的。对于自然循环蒸发器，如液位过高，经加热室后过热料液的闪蒸过程，可能大部分从沸腾室移至蒸发室，不能充分利用循环管中无汽泡料液与沸腾室中汽液混合物的重度差所提供的循环推动力，会降低循环速度。根据不同型式的蒸发器。以及不同操作条件，制订合理的液面高度，如对于标准式自然循环蒸发器，一般把适宜的液位高度定在加热室上花板以上50 cm处。（3）真空度真空度是一项重要控制指标。由于真空度的逐

27、步提高，二次蒸汽饱和温度的降低幅度变大，因此，提高真空度能增加总有效温度差。真空度由大气冷凝器下水排出温度来调节， 下水温度过高，真空度难以保证过低时用水水量过多，则水耗上升。3.蒸发过程工艺计算 3.1物料衡算3.1.1计算依据5（1）产品 75kt/a （100%naoh）（2）年作业时间 7100小时（3）原料碱：隔膜法电解工序来的原料液 naoh nacl h2o及其它 温度11% 17% 72% 第一效沸点（4）三效顺流蒸出来的碱液 naoh nacl h2o及其它32% 2% 67%（5）加热蒸汽压力：0.85mp（绝）（6）末效二次蒸汽压力：0.013mp（绝）（7）产量75kt

28、/a（100%naoh） f=7.5100001000/7100=10563.38kg/h13效流程示意简图如下： 图3-1 三效顺流流程简3.1.2总物料衡算（1）以10563.38kg/h100%naoh为计算基础 在蒸发过程中由于碱液中的杂质比较少可以忽略进行计算，洗水一般为0.5f进入蒸发系统的碱液量： f0=f/x0=10563.38/0.11=96030.73 kg/h 其中： naoh f= 96030.730.11=10563.38kg/h nacl fs=96030.730.17=16325.22 kg/h h2o fw=96030.73（1-0.11-0.17）=69142

29、.13kg/h（2）出蒸发系统的碱液量：f3=f/x3=10563.38/0.32=33010.56 kg/h则其中的： naoh f=33010.560.32=10563.38 kg/h nacl fs3 = 33010.560.02=660.21 kg/h h2o fw3 =33010.560.67=22117.08 kg/h（3）总蒸发水量： w=fw-fw3+0.5f =69142.13-22117.08+0.510563.38 =52306.74（4）总的析盐量为：ws= fs- fs3 =16325.22-660.21 =15665.01 kg/h（5）初步估计各效蒸发水量。三效顺

30、流蒸发水量一般可设 w1：w2：w3=1：1.1：1.2 由 w1+w2+w3=w 得 w1=w/3.3=52306.74/3.3=15850.53 kg/h w2=1.1w/3.3=1.152306.74/3.3=17435.58 kg/hw3=w-w1-w2=52306.74-15850.53-17435.58=19020.63 kg/h（6)各效洗涤水量的比例为 1：1.1：1.2w1=0.5f/3.3=0.510563.38/3.3=1600.51 kg/hw2=0.5f1.1/3.3=0.510563.381.1/3.3=1760.56 kg/hw3=0.5f1.2/3.3=0.51

31、0563.381.2/3.3=1920.61 kg/h 表3-1总物料平衡 (单位：kg/h)进入蒸发系统 出蒸发系统电解碱液 蒸发碱液naoh 10563.38 naoh 10563.38nacl 16325.22 nacl 660.21h2o 69142.13 h2o 22117.08洗涤水量 5281.69 蒸发水量 52306.74 析盐量 15665.01合计 101312.42 合计 101312.423.13第一效的物料衡算估算碱液的浓度为：x1=f/（f0-w1+ w1） =10563.38/（96030.73-15850.53+1600.51） =0.1292则可由下列关联式

32、算出naoh的浓度：由于其溶液的沸点75 ，则采用 xs1=0.285252-0.8860123x1-0.228191 x12+0.855736 x13 则 xs1=0.1764由于在蒸发过程中nacl在溶液中始终处于饱和状态，所以析盐量为： ws1=f/x0xs0-f/ x1 xs1 =10563.38/0.110.17-10563.38/0.12920.1764 =1902.78kg/h核算碱液浓度： x1=f/（f0-w1- ws1- w1） =10563.38/（96030.73-15850.53-1902.78+1600.51） =0.1322假设相对误差z=0.001，若x1-x1

33、 /x1z，则重新设x1= x1，代入上式复上述计算，直至误差在允许范围内为止，算得三效的浓度和析盐量。计算结果如表2.2表3-2计算数据参数 一次计算 一次迭代 二次迭代 三次迭代x1xs1ws1x1z0.12920.17641902.780.13220.0230.13220.17412413.840.13310.0070.13310.17342563.460.13330.0020.13330.17322599.960.13340.0008 由于0.00080.001，所以 x1=0.1334则 f1=f/x1=10563.38/0.1334=79185.76kg/h其中： naoh fa1

34、=79185.760.1334=10563.38 kg/h nacl fs1 =79185.760.1732=13714.97 kg/h h2o fw1 =79185.760.6934=54907.41 kg/h析盐量 ws1=fs- fs1=16325.22-13714.97=2610.25 kg/h蒸发水量 w1= fw-fw1+ w1=69142.13-54907.41+1600.51=15835.23 kg/h表3-3第一效物料平衡(单位：kg/h) 进入蒸发系统 出蒸发系统电解碱液 蒸发碱液naoh 10563.38 naoh 10563.38nacl 16325.22 nacl 1

35、3714.97h2o 69142.13 h2o 54907.41洗涤水量 1600.51 蒸发水量 15835.23 析盐量 2599.96合计 97631.24 合计 97631.243.1.4第二效进行物料衡算 估算第二效的碱液的浓度为x2=f/（f1-w2+ w2）=10563.38/（79185.76-17435.58+1760.56）=0.1663 则可由下列关联式算出naoh的浓度： 由于其溶液的沸点75 ，则采用： xs2=0.285252-0.8860123x2+0.228191x22+0.855736x23 则 x2=0.1482由于在蒸发过程中nacl在溶液中始终处于饱和状

36、态，所以析盐量为：ws2= fs1-f/x2xs2 =13714.97-10563.380.1482/0.1663 =4301.31 kg/h核算碱液浓度： x2=f/（f1-w2-ws2+w2） =10563.38/（79185.76-17435.58-4301.31+1760.56） =0.1784假设相对误差z=0.001，若x2-x2 /x2z，则重新设x2= x2，代入上式重复上述计算，直至误差在允许范围内为止，算得二效的浓度和析盐量。表3-4计算数据 参数 一次计算 一次迭代 二次迭代 三次迭代 四次迭代x2xs2ws2x2z0.16630.14824301.310.17840.0

37、7280.17840.13935466.770.18200.02020.18200.13675780.830.18300.00550.18300.13605864.590.18330.00200.18330.13585888.970.18330.0000由于0.00000.001 ，则x2=0.1833 f2=f/x2=10563.38/0.1833=57628.92 kg/h其中 naoh fa2 = 57628.920.1833=10563.38kg/h nacl fs2 = 57628.920.1358=7826.00 kg/h h2o fw2 = 57628.92（1-0.1388-0

38、.1358）=39239.53 kg/h则蒸发水量为： w2=fw1-fw2+ w2 =54907.41-39239.53+1760.56=17428.44 kg/h对第二效列物料平衡表 如表3-5表 3-5第二效物料平衡 (单位：kg/h)进入蒸发系统 出蒸发系统电解碱液 蒸发碱液naoh 10563.38 naoh 10563.38nacl 13714.97 nacl 7826.00h2o 54907.41 h2o 39239.53洗涤水量 1760.56 蒸发水量 17428.44 析盐量 5888.97合计 80946.32 合计 80946.32 3.1.5第三效作物料衡算进入蒸发器

39、的物料：其中： naoh 10563.38 kg/h nacl 7826.00kg/h h2o 39239.53kg/h洗涤水量 1920.61 kg/h离开蒸发器的碱液： 其中： naoh 10563.38kg/h nacl 660.21 kg/h h2o 22117.08kg/h蒸发水量为： w3=39239.53+1920.61-22117.08=19043.06 kg/h析盐量为：ws3=7826.00-660.21=7165.79 kg/h表3-6第三效物料平衡 (单位：kg/h) 进入蒸发系统 出蒸发系统电解碱液 蒸发碱液naoh 10563.38 naoh 10563.38nac

40、l 7826.00 nacl 660.21h2o 39239.53 h2o 22117.08洗涤水量 1920.61 蒸发水量 19043.06 析盐量 7165.79合计 59549.52 合计 59549.523.2温差损失计算3.2.1估算各效二次蒸汽压力估算各效二次蒸汽压力、温度；选定加热蒸汽压力p0=0.85mp（绝）和末效压力p3=0.013mp（绝），各效以等压差进行分配，即 p=（p0-p3）/3=0.279mpa p1=p0- p=0.85-0.279=0.571mpa p2=p0- 2p=0.85-20.279=0.292mpa p3=p0-3p=0.85-30.279=0

41、.013mpa根据化工原理查得6p1=0.571mpa(绝) t1=156.7 r1=2097.5kj/kgp2=0.292mpa(绝) t2=132.2 r2=2170.9kj/ kgp3=0.013mpa(绝) t3=50.22 r3=2383.2kj/kg3.22溶液中因溶质浓度引起的温度损失常压下溶液的沸点升高为: 0=2.671111-39.64219x+445.4087x2-448.1834x3算得 01=4.2452 02=7.6097 03=20.9094二次蒸汽压力下沸点升高的修正系数为:f=0.0162(t+273)2/r二次蒸汽压力下溶液沸点升高为: =f0则 1=6.1

42、2=9.3 3=14.83.2.3因溶液液柱静压引起温差损失因溶液液柱静压引起温差损失（ ）：蒸发器操作时，溶液常呈气液混合状态，密度比较小，理论计算结果往往偏高，故根据经验选用： 1 2 32.03.2.4各效之间管路助力引起的温差损失由于各效之间管路阻力引起的温差损失：一般每两效之间的损失可取为13.2.5各效溶液的沸点蒸发器内溶液的沸点等于蒸发室二次蒸汽温度加上沸点升高值，则i效： tl= t1+1+1=156.7+6.1+2=164.8ii效： t2= t2+2+2=132.2+9.3+2=143.5iii效： t3= t3+3+3=50.22+14.8+2=67.023.3热量衡算在

43、蒸发过程中，naoh溶液浓缩热、盐结晶析出热与盐泥带出热与总的热量消耗相比约为1%左右，所以在计算时这部分热量作为热损失考虑。3.3.1蒸发水量对于第一效进行热量衡算。进入蒸发器热量：新鲜蒸汽带入热量： d0h0料液带进热量： （fcp0cpw/x0cpw）t0洗涤水带入热量： wcpwt0cpo、cpw分别为料液、水的定压比热容，kj/（kg. ）cpo、cpw查化工工艺手册分别为4.062 kj/（kg. ）、4.220 kj/（kg. ）出蒸发器的热量：二次蒸汽带出热量： wl1h1蒸汽冷凝水带出热量： d0cpw t0出料液带出热量： （fcp0/x0cpw-wl1+w1）cpwt1根

44、据热量平衡，进入蒸发器的等于离开蒸发器的热量，则有d0h0+（fcp0/x0cpw+w1）cpw t0= wl1h1 +（fcp0/x0cpw-wl1+w1）cpw t0+d0cpw t0则 w1=d0（h0-cpwt0）/（h1-cpwt1）+（fcp0/x0cpw+w1）cpw（t0-t1）/（h1-cpwt1）令： （h0-cpwt0）/（h1-cpwt1）= rd/r1 （t0-t1）/（h1-cpwt1）=（t0-t1）/ r1=n1 同理： （h1-cpwt1）/（h2-cpwt2）= r1/r2（h2-cpwt2）/（h3-cpwt3）= r2/r3 （t1-t2）/ r2=n2

45、（t2-t3）/ r3 =n3考虑热损失，溶液浓缩热等都记入热损失中，故取热利用系数为3=0.960.98：取经验值为1= 2=3=0.97一效蒸发水量为： wl1=d rd/r1 +（fcp0/x0cpw+w1）cpw n1 1同理二、三效蒸发水量为： wl2= wl1r1/r2 +（fcp0/x0cpw-wl1+w2）cpw n2 2 wl3= wl2r2/r3 +（fcp0/x0cpw- wl1- wl2+ w3）cpw n3 3由于 rd/r1=2044.5/2097.5=0.9747 r1/r2=2097.5/2170.9=0.9662r2/r3=2170.9/2383.2=0.91

46、09沸点进料 n1=0 n2=（164.8-143.5）/2170.9=0.00981 n3=（143.5-67.02）/2383.2=0.03209将其数代入前面的式子得： wl1=0.970.9747d wl2= wl1r1/r2 +（fcp0/x0cpw+w1）cpw n2 2 wl3= wl2r2/r3 +（fcp0/x0cpw- wl1- wl2+ w3）cpw n3 3解之上述方程组的： d=14282.41kg/h wl1=13503.43kg/h wl2=15895.46kg/hwl3=22907.85kg/h3.3.2总的有效温差及其在各效的分配（1）总有效温差等于新鲜蒸汽与三效二次蒸汽的温差与总的温差损失