年处理量为35万吨NaOH三效蒸发器的设计

1、广东石油化工学院 食 品 工 程 原 理 课 程 设 计题目 年处理量为3.5万吨NaOH三效蒸发器的设计 教 学 院 化工与生物技术学院 专业班级 食品科学与工程 学生姓名 学生学号 12340110 指导教师 XXXXX 2016年1月3日 目录课程设计任务书1前言3第一章 蒸发方案的确定41.1加热蒸汽压的确定41.2 冷凝器操作压强的确定41.3 蒸发器的类型41.4 蒸发效数的确定51.5 蒸发流程的选择51.6 进料温度的选择5第二章三效并流蒸发设计计算.72.1估计各效蒸发量和完成液浓度72.2估算各效二次蒸蒸汽温度72.3计算各效传热温度差72.4 计算各效蒸发量 和传热量92

2、.5蒸发器传热面积估算102.6有效温差的再分配112.7重复上述步骤112.7.1 计算各效料液的质量分数112.7.2 估算各效二次蒸汽温度122.7.3计算各效蒸发量132.7.4蒸发器传热面积计算14第三章蒸发器主要结构工艺尺寸的设计153.1加热管的选择和管数的初步估算153.2循环管的选择163.3加热室直径及加热管数目的确定163.4分离室直径和高度的确定153.5接管尺寸的确定153.5.1 热蒸汽进口二次蒸汽出口173.5.2 溶液进出口173.5.3 冷凝水出口17第四章4.1 气液分离器18第五章设计结果一览表20课程设计总结21参考文献22附录22课程设计任务书1设计题

3、目： NaOH-水溶液蒸发装置的设计2设计数据说明（1）0.5万吨/年（原料）： 7000吨/年 28×1000吨/年=35000吨/年（2）年开工时：一年开工按280天计，每天工作时间24小时。（3）各效蒸发器传热面积相等。（4）设备类型：并流加料三效蒸发器。（5）流程概述，简图，说明根据既定任务的特点确定具体流程的优点，物料的预热方式以及作用，设备形式，设备材质以及生产过程的控制方式。（6）计算的主要项目有：加热蒸气的消耗量，各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积等。3操作条件 （1）蒸发物含量：入口10%，出口42%（最小30%）。（可变）（2）加热介质：121的加热蒸汽，各效的冷凝

4、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，冷凝器的压力是20KPa。（4）各效蒸发器的总传热系数为K11800 W/(m2)，K21200 W/(m2)，K3600W/(m2)。（5）估计蒸发器中溶液的液面高度为1.2m。（6）原料液比热容3.9kJ/(kg/K)，在三效中液体的平均密度分别为1120 kg/m3，1290kg/m3，1460 kg/m3。3 设计任务（1）设计方案的确定及流程说明。（2）选择适宜的并流三效蒸发器并进行核算。（3）工艺设计计算：包括选择适宜的蒸发器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、传热面积的确定、蒸发器主要尺寸的确定等。（注明公式及数据来源

5、）（3）结构设计计算：选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括包括加热室直径、加热管的选择和管束的初步估计、加热管数目、分离室的直径和高度。（注明公式及数据来源）（4）绘制工艺流程图：绘制设备工艺条件图一张（3号图纸）； CAD绘制。（5）编写设计说明书（6）、撰写设备结果一览表。（见附表1）（7）、绘制蒸发器的设备图。（8）、设计感想、设计评价。（9）、参考文献。（10）设计说明书书写符合规范,图表书写符合标准。（11）说明书语句通顺，层次分明，文字简练，说明透彻。（12）对本设计的评论或有关问题的分析讨论。食品科学与工程系教研室2015年12月2前言我的食品工程的课设任务是用三

6、效蒸发装置将处理量为35Kt/a的10%NaOH溶液浓缩到42%，在设计中我们要根据一些实际情况对一些条件进行选择，通过查相关资料得到一些有关物质数据，来对三效蒸发的工艺计算，得到结果后选择合适的蒸发器的主要结构尺寸，并对蒸气装置辅助设备进行设计。我们在设计中采用了减压蒸发，因为减压蒸发有如下优点：1、在加热蒸汽温度一定的条件下，蒸发器传热的平均推动力增大，使传热面积减小；2、可以利用低压蒸气或废热蒸气作为加热介质；3、由于温度低，可以减少热损失。尤其是优点2、3对工业生产意义重大，减少热损失和传热面积意味着降低了蒸发的设备成本和运行成本，从而使企业获得更大的效益。食品工程原理是食品类及相近专

7、业一门重要的技术基础课.。平时我们在课堂上学到的都是一些理论知识，做的题都是一些计算型的题目，我们缺乏根据实际情况自己选择合适数据进行计算设计的综合能力。而食品工程原理课程设计的目的就意在培养训练分析和解决工程实际问题的能力，我相信通过课程设计，我们能够更融会贯通的综合运用学到的知识，提高自己独立的工作能力，为毕业后走上工作岗位打下良好的基础。3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

8、利的，但通常所用饱和蒸汽温度不超过180，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范围之内。故选择加热蒸汽压强600kPa(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。故冷凝器操作真空度为80kPa。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

9、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

10、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.且此次蒸发溶液12%NaOH为电解质溶液，故选择蒸发效数为3效。1.5 蒸发流程的选

11、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

12、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

13、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。 第二章.三效并流蒸发设计计算2.1估计各效蒸发量和完成液浓度总进料量 kg/h 总蒸发量 kg/h 式中：W-总蒸发量,kg/h;F-进料流量，kg/h；-进料浓度；-完成液浓度因为并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设： （食品工程原理325页）kg/hkg/h kg/h 2.2估算各效二次蒸蒸汽温度121的加热蒸汽的饱和蒸气压： =205.35kPa设各效间压力降相等，则总压力差为：各效间的平局压力差为 （食品工程原理335页）由各效的压力差可以求得各效蒸发室的压力，即由各效的二次蒸汽压力，从

14、手册中可查得相应的值表3-1二次蒸汽的温度和气化潜热效数IIIIII二次蒸汽压力kPa143.5781.7920二次蒸汽温度1109460二次蒸汽的汽化热kJ/kg2232227323552.3计算各效传热温度差计算溶液温差蒸汽压下降引起的温度差根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度xi，由NaOH水溶液杜林线图可得各效NaOH的沸点tAi分别为：tA1= 112 tA2 = 97 tA3 = 68 则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失：1 = tA1 - T1=112 110 = 2 2 = tA2 T2=97 94 =3 3 = tA3 T3=68 60=8 所以 求由于液柱静压力

15、而引起的温度损失为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均压力区值（L=1.2m）Pm = Pi + （其中l为液面高度，m）（3）=-（4）式中：-蒸发器中液面与底部的平均压强，Pa； -对应下水的沸点，； -二次蒸汽的压强，Pa； -对应下水的沸点，； -溶液的平均密度，； -蒸发器操作时的液面高度，。所以 Pm1 = P1+ =143.57 + =150.16kPa Pm2 = P2+ =81.79 + = 89.38kPaPm3 = P3+ = 20+ = 28.59kPa由平均压力查得对应饱和温度为：T 'Pav1 =1

16、11.30 T 'Pav2 =95.54 T 'Pav3=66.21所以 1 = T Pav1 T1 =111.30110= 1.302= T Pav2 T2 = 95.5489.38=6.163= T Pav3 T3 = 66.2160 = 6.21 =1+2+3=1.30+6.16+6.21=13.67由流动阻力引起的温差损失 取经验值1，即1=2=3 =1 ，则=3综合(1)(2)(3)步得总温度损失：=+ + =13 +13.67+ 3= 29.67各效料液的温度和有效总温差1=1+1+1=2+1.3+1=4.32=2+2+2=3+6.16+1=10.163=3+3+3

17、=8+6.21+1=15.21各效料液的温度为 :由ti=Ti+i 得： t1=T1+1=110+4.3= 114.3 t2=T2+2=94+10.16 = 104.16 t3=T3+3=60+15.21= 75.21因=(Ts-Tk)-有效总温度差，已知121气化潜热为2203KJ/Kg2.4 计算各效蒸发量和传热量第效的热量恒算式为 由于是沸点进料，热利用系数，式中为第效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。第效热量恒算式第效的热量恒算式又 2.5蒸发器传热面积估算 误差为>0.05，误差较大，应调整各效有效温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。2.6有效温差的再分配重新分配有效

18、温差得:2.7重复上述步骤2.7.1 计算各效料液的质量分数 由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度，即 2.7.2 估算各效二次蒸汽温度因末效的完成液的浓度和二次蒸汽的压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为73.21,即则第效的加热蒸汽的温度（第效的二次蒸汽的温度）为:（化工传递与单元操作课程设计81页）由第II效二次蒸汽的温度T2/=103.175,再由第II效料液的浓度小x2=0.216查杜林线图，可得第II效料液的沸点为: 98.5。由液柱静压力即流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，所以第II效料液的温度为：同理：由t2=110.11 ，=14.014得 由第

19、I效二次蒸汽的温度T1/ =119.67，再由第I效料液的浓度X1=0.138查杜林线图，可得第I效料液的沸点为: 114.3则第一效料液的温度为：第一效料液的温度也可以由下式计算:t1 = T1=121-9.603=113.97 误差为：1-0.02<0.05，T1= t1=116.30+6.23=122.53由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有效总温差不变，即=31.33温差重新分配后各效温度列于表2表3-2温度差重新分配后各项温度情况表效次IIIIII加热蒸汽温度122.53119.67103.175有效温度差9.60314.01427.965料液温度116.30105

20、.6675.212.7.3计算各效蒸发量 （食品工程原理附录）第效 第效第效又 与第一次结果相比较，其相对误差为相对误差在0.05以下，不需再计算2.7.4蒸发器传热面积计算 （食品工程原理331页） (食品工程原理338页）误差为则取S=52。第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计3.1加热管的选择和管数的初步估算计算平均面积；S=52m2 所需管子数= 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，mL加热管长度，m，取L=3m,d0=38mm有根3.2循环管的选择有经验公式循环管内径，因为S较大，取，取管为 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

21、管束根加热室内径，其中 t为管心距，t=48mm， 取 。则3.4分离室直径和高度的确定分离室的体积V= 其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，kg/h 为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3，U为蒸气体积强度， 一般允许值为1.11.5m3/（m3·s） 取W=W1=1426.83kg/h， =0.1120kg/m3 U=1.5m3/(m3·s)所以V= m3 分离室高度H与直径D的关系：V=D2H, H:D=1.7求得：H=2.106m ，取H=2.2 >1.8m 求得：D=1.239m取D=1.3m3.5接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算：3.5.1 热蒸汽

22、进口二次蒸汽出口加热蒸汽即为各效二次蒸汽，故其接管尺寸相同，因此取体积流量最大者计算尺寸。二次蒸汽体积流量取各效最大者,故=1426.85kg/h, =0.1120kg/m3。饱和蒸汽适宜的流速此处取依据无缝钢管的常用规格选用为 的标准管。3.5.2 溶液进出口为统一管径，按第效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即则依据无缝钢管的常用规格选为的标准管。3.5.3 冷凝水出口第一效质量流量最大，所以用第一效质量流量来计算冷凝水出口管尺寸，按自然流动的液体计算，u=0.81.8 m/s,取u=1.2m/s，则计算出依据无缝钢管的常用规格选为的标准管。第四章、蒸发装置辅助设备的设计4.1 气液

23、分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽然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，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。惯性式除沫器的主要尺寸按下列关系确定：， ， ， h=(0.4-0.5)式中：-二次蒸汽的管径，m; -除沫器内管的直径，m； -除沫器外罩管的直径，m； -除沫器外壳直径，m; H-除沫器的总高度，m; h-除沫器内管顶部与管顶的距离，m。=0.388m, =0.582m, =0.776m, H=0.776m, h=0.45=0.175m第五章 设计结果一览表表5-1 进料条件效数第一效第二效第三效完成液浓度%13.821.642蒸汽流量kg/h1424.61360.531183.08传热面积53.2852.2150.78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364加热管管径加热管数目151根加热室内径716mm分离室直径分离室高度2.2m接管尺寸溶液进出口管加热蒸汽与二次蒸汽接管冷凝水出口管除沫器总高度776mm除沫器内管顶部与器顶距离175mm除沫器内管直径除沫器外罩管直径除沫器外壳直径 课程设计总结 课程设计已经告一段落了，在这段时间里，时间虽然不长，但是我学到了