化工原理课程设计汇总

1、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节， 是理论联系实际 的桥梁， 是学习化工设计基本知识的初次尝试。 通过课程设计， 要求能够综合运 用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通， 并在规定的时间内完成指定的化 工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。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。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，

2、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。本次设计的主要是三效蒸发装置。第一章 设计方案的确定1.1 蒸发操作条件的确定蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽压强（或温度） 、冷凝器操作压 强（或温度 ） 的选定。正确选择蒸发过程的操作条件，对保证产品质量和降低能 耗极为重要。1.1.1 加热蒸汽压强的确定通常被蒸发的溶液有一个被允许的最高温度，若超过此温度物料就会变质、 破坏或分解， 这是确定加热蒸汽压强的一个依据。 应使操作在低于最大温度范围 内进行，可以采用加压蒸发、常压蒸发或真空蒸发。蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生

3、大量二次蒸汽的过程。 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它加热用的热源， 即要求蒸发 装置能够提供温度较高的二次蒸汽。 这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗量， 又 可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量， 提高蒸汽的利用率。 因此，能够采用较高 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的温度不超过180C，超过时相应的压强就很高，这将增加加热设备费用和操作费用。一般的加热蒸汽压强在400 800kPa范围之内。本设计选 700kPa。1.1.2 冷凝器操作压强的确定若一次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的温度

4、， 可以全部利用。 而且各效操作温度较高时， 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， 进入冷凝器冷凝需要消耗大量冷却水， 而且溶液粘度大， 传 热差。但对于那些热敏性物料的蒸发， 为充分利用热源还是经常采用真空蒸发的。 对混合式冷凝器， 其最大真空度取决于冷凝器内的水温和真空装置的性能。 通常 冷凝器的最大真空度为 8090kPa。本设计冷凝器的绝对压力选 20kPa。1.2 蒸发器的类型及其选择1.2.1 蒸发器的类型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汽，并使之与所夹带的液滴

5、和雾沫相分离。蒸发的主体设备是蒸发器， 它主要由加热室和蒸发室组成。 蒸发的辅助设备 包括：使液沫进一步分离的除沫器， 和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。 减压操作 时还需真空装置。分述如下：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）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b. 悬筐式蒸发器；c. 外热式蒸发器；d. 列文式蒸发器；e. 强制循环蒸发器 。 其中，前四种为自然循环蒸发器。(2) 单

6、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 ；b. 降膜式蒸发器 ；c. 刮板式蒸发器。1.2.2 蒸发器的选择蒸发设备的种类很多， 但无论何种类型的蒸发设备， 在构造上必须有利于过程的进行。因此设计蒸发设备时应考虑以下几个因素：(1) 尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证 设备具有较大的传热系数；(2) 能适应溶液的某些特性，如粘性、

7、起泡性、热敏性、腐蚀性等；(3) 能完善汽化、液的分离；(4) 能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。从机械加工的工艺性、 设备的投资、 操作费用等角度考虑， 蒸发设备的设计 还应满足以下几项要求：a、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理；b、设备的检修和清洗方便，使用寿命长；C、有足够的机械强度。在实际设计过程中， 要完全满足以上各点困难的， 必须权衡轻重，研究主次， 加以综合考虑。本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 。结构和原理： 其下部的加热室由垂直管束组成， 中间由一根直径较大的中央 循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大； 而其余加热管内气液混合物的平均密度

8、较小。 在密度差的作用下， 溶液由中央循 环管下降， 而由加热管上升， 做自然循环流动。 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。这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广 泛，有"标准蒸发器 "之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般 为其余加热管总截面积的40%-100%加热管的高度一般为12m加热管径多 为2575mn之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.40.5m/s 以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。1.3 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

9、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汽， 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、加压或减压蒸发。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）可以利用低压蒸汽作为加热剂；（3）有利于对热敏性物料的蒸发；（ 4）操作温度低，热损失较

10、小。在加压蒸发中， 所得到的二次蒸汽温度较高， 可作为下一效的加热蒸汽加以 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。1.3.1 多效蒸发效数的确定在流程设计时首先应考虑采用单效还是多效蒸发， 为充分利用热能， 生产中 一般采用多效蒸发。经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。 多效蒸发中， 随着效数的 增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，是操作费用降低。随着效数的增加， 设备费用成倍增长， 而所节省的生蒸汽量愈来愈少， 所以无限制增加效数已无实 际意义，最适宜时的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。技术上的限制是指效数过多， 蒸发操作将

11、难以进行。 一般工业生产中加热蒸 汽压强和冷凝器操作压强都有一定的限制， 因此在一定操作条件下， 蒸发器的理 论总传热温度差为一定值。 在效数过多时， 由于各效温度差损失之和的增加， 使 总的有效传热温度差减小。 当分配到各效的有效传热温度差减小到无法保证操作 呈正常的沸腾状态时，蒸发操作将无法进行下去。因此基于上述因素考虑， 实际的多效蒸发过程效数并不多。 为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。通常对于电解质溶液，如NaOH、NH4OH 等水溶液，由于沸点升高较大，采用 23 效；对于非电解质溶 液、有机溶液等，其沸点升高较小，可采取为 46效。但真正适

12、宜的效数，需 通过最优化的方法加以确定。本设计选择 3 效蒸发。1.4 多效蒸发流程的选择根据加热蒸汽与料液的流向的不同， 多效蒸发的操作流程可分为并流、 逆流、 平流、错流等流程。（ 1 ）并流流程 也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。并流流程 结构紧凑，操作简便，应用较广。并流流程只使用于处理黏度不大的料液。（ 2）逆流流程 料液与加热蒸汽在效间呈逆流流动。自前效到后效，料液组 成渐增，温度同时升高，黏度及传热系数变化不大，温度分配均匀，适用于处理 黏度较大的料液，不适于处理热敏性料液。（3）平流流程 每一效都有进料和出料，适合于有大量结晶析出的蒸发过程（4）错流流程 也称为混流流

13、程，它是并、逆流的结合，其特点是兼有并、 逆流的优点， 但操作复杂， 控制困难。 我国目前仅用于造纸工业及有色金的碱回 收系统中。采用多效蒸发装置是节能的途径之一。此外为了回收系统中的热量，应尽量利用低温热源，如蒸发冷凝液的利用及二次蒸汽的压缩再利用等。本设计采用并流操作。1.4.1 三效蒸发的工艺流程蒸发过程的两个必要组成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不断除去汽化的 水蒸气，前一部分在蒸发器内进行，后一部分在冷凝器完成。蒸发器实质上是一 个换热器，由加热室和分离室两部分组成， 加热室通常用饱和水蒸气加热， 从溶 液中蒸发出来的水蒸气在分离室分离后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带 出，一般在蒸

14、发器顶部设有气液分离用的除沫装置从蒸发器蒸出的蒸汽称为二次 蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效的物料加热。冷却水从冷凝器顶加入， 与上升的蒸汽接触，将它冷凝成水从下部排出，不凝气体从顶部排出。通常不凝 气体来源有两个方面，料液中溶解的空气和系统减压操作时从周围环境中漏入的 空气。料液在蒸发器中蒸浓达到要求后称为完成液，从蒸发器底部放出，是蒸发操 作的产品。采用多效蒸发的目的是为了减少新鲜蒸汽用量， 具体方法是将前一效的二次 蒸汽作为后一效的加热蒸汽。W.DiFCTJT：T TrTS 1并流多»蒸发淡M浓编工艺ft程圈1.5进料温度的选择进蒸发器料液的温度高低直接影响到蒸发器中的传

15、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达到沸点状态，以实现节能降耗。本设计进料温度为25C。第二章三效蒸发的工艺计算三效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。 计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的 传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度, 加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。蒸发器的设计计算步骤三效蒸发的计算一般采用试算法。根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝 器的压强），蒸发器的形式、流

16、程和效数。根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温 差。根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。根据传热速率方程计算各效的传热面积。 若求得的各效传热面积不相等，则 应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5）,直到所求得各 效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。2.1.各效蒸发量和完成液组成的估算本设计的操作条件是:NaOH的水溶液的处理量 68kt/a;原料液的浓度为10%，完成液浓度为30%。用三效并流蒸发装置。每小时将 8500kt浓度为10%的NaOH浓缩 为30%，原料液温

17、度为第一效的沸点。（2）加热蒸汽压强为700kPa,冷凝器的压强为20kPa（3） 各效蒸发器的总传热系数：K1=1800 W/ （m2C） , K2=1200 W/ （m2.C） K3=800 W/ （m2C）。蒸发溶液浓度的计算 已知：进料量F= 68kt/a，质量分率Xo=1O%，x3=30%F=68000000-8000=8500kg/h则总蒸发量：W = F(1 - X0) =8500咒(1- 0.10 )=5666.67 kg/h X30.30并流加料蒸发中无额外蒸汽引出，W1： W2： W3=1：1：1则各效蒸发量为：W1= W2= W3=1888.89 kg/h则各效的完成液浓

18、度为:XiFXo8500 X 0.1F -Wj 8500-1888 .89 0.1286X2FXo8500 X 0.1X3F -W1 -W20.3000=0.18008500 -1888 .89 -1888 .892.2估算各效二次蒸汽温度T'各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差 P为:5 =700kPaP3 = 20k P apj pn 700 -20邹.営=-T-=226.67kPa 故第i效二次蒸汽压强Pi为：Pi = Pi -i也p口 =5 _ p = 700-226.67= 473.33kPaP2 =p 1 -2A p= 700-2 咒 226.67= 246.66k PaQ

19、= p 1 -3A p = 700-3x226.67 =19.99k Pa由Pi'可查得或计算得到对应温度Ti'和气化潜热r'，同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。IT1T2T3r11 斤1 7 147 7=_ “473.33-450) +147.7 =149.570C500 -450127.2 120.20=X (246.66-200) +120.2 =126.73 C250 -200二6。1 -53.5 19.99 _15)+53.5 = 60.09七20-152113 99125 4= 0473.33 -450) + 2125.4 = 2119.71 kj/

20、kg500 -4502185 4 2204 6= 0246.66 -200) +2204.6 =2186.68 kJ kg250 -2002354 92370 0x(19.99 15) +2370.0 = 2354.93 kJ kg20-15效次In二次蒸汽的压力Pi'，kPa473.33246.6619.99二次蒸汽的温度T', C（即下一效蒸汽的温度）149.57126.7360.09表2-1各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热二次蒸汽的汽化潜热斤 ,kJ / kg （即2119.712186.682354.93下一效加热蒸汽的汽化潜热）2.3计算各效传热

21、温度差 Mi2.3.1计算校正因数' 2fi =0.0162 C273)if1 =0.0162(心73)2 =0.0162 邛149.5"273)2 =1.364712119.71f2 =0.0162(“273)2 =0.0162(126.73 + 2732 =1.18382186.68-0.0162危+273)2 =0.0162>(60.09+273)2 =0.76322354.932.3.2计算水溶液的沸点tAitA1tA2tA2=12.86 12.51 X (105 -104) +104 = 104.170C 14.53-12.51=18.00-14.53 冥(1

22、07 105)+105 =106.830 C 18.32-14.53=30-26.21(120-115) +115 =117.510C 33.73-26.212.3.3常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失0iA。7-10001 =104.17-100 = 4.170C02 =106.83-100 = 6.830C 也03 =117.51-100 =17.510C2.3.4由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失也' 校正系数法：A' f4 7 £1 =1.3647X 4.17 = 5.69°C' ' 02 =f2也02 =1.1838咒 6.8

23、3 = 8.09 CA3 =f3A03 =0.7632咒17.51 =13.360C235由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失A''为简便计溶液内部沸点升高按液面与底层的平均压强Pm下水的沸点和二次蒸汽压强P'下水的沸点差估算。平均压强按静力学方程式计算:'丄 RgLP m = Pi2计算NaOH水溶液的密度Pi卩2PiJ.145-1*140.862.83)+1.140=1.1403g/cm313.28-12.831.2001.195/3=X (18.00 -17.80) +1.195 = 1.1972 g/cm318.255 -17.801 330 _1 3

24、25= X (30.00 - 29.73) +1.325 = 1.3279 g / cm330.20-29.73Pm1Pm2Pm3，丄 RgLcc 丄 1.1403X9.81X2.6,“r cf=5 + =473.33 +kp a=487.87k Pa2 2P2gL1.1972x9.81x2.6=246.66 +kp a = 261.96k Pa2 2P3gL1.3279X9.81X2.6=19.99 +kp a = 36.95k Pa2c=p2=P3 +计算对应Pm下水的沸点tpm，对应P'下水的沸点tpt pm1t pm2=X(487.87 -405.300 )+142.9 =14

25、9.580C506.625 -405.300132.9119.6t pm3=X (261.96 - 202.650 )+119.6 =127.390C303.975 -202.65073.994 -73.345 ,0=X(36.95-36 ) +73.34 =73.960Ctp137-36151.1142.9t'p2tp3=X(473.33-405.300 )+142.9 =148.410C506.625 -405.300132 9 1196= x(246.66-202.650)+119.6 =125.380C303.925-202.65060.058 -58.953 #I=X (19

26、.99-19)+58.953 = 60.047 C2019pm1 -tP1 =149.58148.41 =1.17 CA； =tpm2 7；2 =127.39-125.38 =2.0C3 =t pm3 -tp3 =73.96-60.047 = 13.91 0236各效总的温度差损失4在多数蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效加热室时，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，由此引起的温差损失即为 A'''。根据经验，一般 取也'''=10。IMMlA = A+ 也= 5.69 + 1.17 +1 =7.860C 2 =也 2 +也；+

27、也 2" = 8.09 +2.01 +1 =11.10C3 7 7 + 也3" = 13.36 +13.91 +1 =28.270C各效传热温度差计算式为：Ati =Ti'j-ti其中Ti为前一效二次蒸汽温度(即第i效加热蒸汽温度)，ti为第i效溶液沸点, 其计算式为：A为第i效温度差损失。如=t' 7 =164.70-157.43 = 7.270C牝-t2 =149.57 -137.83 =11.740C' 0弘=T2t3 =126.73 -88.36 =38.37 Cti =Ti' +4式中：Ti'为第i效二次蒸汽温度，1 =&#

28、163;' + 也=149.57 +7.86 =157.43° Ct2【'+6 =126.73 +11.1 =137.830C' 0tT3 + 山3 =60.09 +28.27 =88.36 C2.4计算各效蒸发量W和传热量Q i考虑溶液的稀释热，引入对NaOH水溶液蒸发热利用系数3:3 =0.98-0.7Ax第I效：因沸点进料，故t0 =t1热利用系数：叫=0.98 0.7ix1=0.98 0.7 (12.86% 10%) =0.96查水蒸汽表得：压力为700kPa的加热蒸汽的汽化热r1=2071.5kJkg , 1=157.430的二次蒸汽 的汽化热 r；

29、 =2119.71kj/kg。W1時=0.96 2017.5 D1 =0.940 r12119.71引入热利用系数U :热利用系数 2 =0.98-0.7从2=0.98 0.7 (18% 12.86%) =0.94第n效中溶液沸点t2=137.83C的二次蒸汽的汽化热r2 =2186.68 kj/kg，无额 外蒸汽引出,rr； =2119.71 kJkg。已知 Cp0 =3.77kJ/(kg C)，Cp4.187kJ /(kg C)。Di第i效的加热蒸汽量，kg/h;当无额外蒸汽引出时，Di =Wi-1分别为第i效加热蒸汽、二次蒸汽的气化潜热，kJ/kg；且ri=r口 r2td 1212W22

30、W-+(FCp0 -Wcpw) 12 -L r2= 0.94” 盅= 0.88W +271.108500>c3.77-4.187W><157.43 137.831I2186.68热利用系数=0.98 0.7也 X3=0.98 0.7(30% 18%)=0.90第m效中溶液沸点t3=88.36°C的二次蒸汽的汽化热 忖=2354.93kJ/kg，无额外蒸汽引出，r3 “2 =2186.68kJ/kg，则W3 J3W2 2+(FC po -W1C pw -W2C pw)辺r3r3= 0.90 xW2 2186.68 +(8500X 3.77 -W X 4.187 -W2

31、 4.187)x 137.83 88.362354.93 2354.93-0.76W0.079W1 +604.94W = W +W2 +W3 = 5666.67 kg/h联立(1) ( 4)式，可得W=1856.24kg/h , W2 =1904.59kg/h , W3 =1905.79kg/h , Di=1974.72kg/h2.4.1各效传热量的计算3600Q1J974"2"2071.5"0 =1136286.8W33600QW1r>1856.22119.710 1092969.581WQs*"19042186矽 103 =1156869.12

32、8W36002.5各效蒸发器传热面积计算Qi-KAiJ136286册103 =86.83m21800x7.27S2_ Q2-Kt2J0929695813 =77.58m21200x11.74S3Q3J156869128 =37.69m2800x38.372.6计算平均面积:5 = 3址空也七2也血Mtm86.83"27 +77.58>c11.74+37.69 咒詛37 =52.08m27.27 +11.74 + 38.37pmax S 86.8 52.087CC/£ = 66.72%s52.08误差为66.72% > 4% ,误差较大，应调整各效的有效温度差，重

33、复上述计算过程。2.7重新计算过程2.7.1有效温度差的重新分配込t1如少831 S 1加2 =詈加2丄邑AtSx7.27 = 12.120C52.08ZZj5x11.717.490C 52.08二37% 38.37 = 27.020C52.082.7.2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FxoX1 _ F -WFx0=空00皿=0.12798500-1856.248500X0.10X2"F -W W28500-1856.24-1904.59" 0.1794X3 =0.300Xo原料液的浓度F 原料液的进料量，kg/hW、W2 分别为总的、第一效和

34、第二效水的蒸发量，kg/h2.7.3计算各效料液沸点ti =Ti-ti ti =T'+aTi'_i为前一效二次蒸汽温度（即第i效加热蒸汽温度） ti为第i效溶液沸点Ti'为第i效二次蒸汽温度厶为第i效温度差损失Ti操作压强下水的沸点，？即二次蒸汽饱和温度，C ;r'操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。第3效：因完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒 定，即6 =也3 +场+也；=13.36+13.91+1 =28.270C故末效溶液的温度仍为88.36C,即：t88.360CT2'=t3 +3 =88.36 + 27.02

35、= 115.380C第2效：第二效二次蒸汽的冷凝温度T2'=115.38C,水蒸气的汽化潜热r； =2217.66 kJ/kg,相应的压力为p2=175.87kPa.P2下水溶液的沸点：tA2 =106.800C常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失：A。=tA -100&2 =106.80-100 =6.800C-0.0162（严73）2rif0.0162（t0.0162<115.32731.101922217.66由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失d： 4= f垃2 =£202 =1.1019X6.80 =7.490Cpm2对应Pm2下水的沸点：tpm2

36、=117.370C对应P2下水的沸点：tp2 =114.420C"'n2 =t pm2-t p2 =117.37-114.42 =2.95° C''' 02 =1 C"'02 jyg =7.49 + 2.95 + 1 =11.440c第二效溶液的沸点为：t2 =丁2'+也2 =115.38 + 11.44 = 126.830C耳/2 +*2 =17.49 + 126.83 = 144.320C第1效:第一效二次蒸汽的冷凝温度为Ti'=144.32C,水蒸气的汽化潜热ri'=2135.70kJ/kg 相

37、应的压力为p1 = 410.70 kPaP2下水溶液的沸点：tA2 =106.8O0C p1下水溶液的沸点：tA1 =1O4.140C 01 =104.14-100 =4.140C2-0.016244.32 +273)=1.32102135.701=1.3210x4.14 =5.47° Cp十 p1 + 罟=410.70"03 + 空空业g =425.23kPa对应Pm2下水的沸点：tpm1 =144.510C 对应P2下水的沸点：tp 1 =143.330C1 =t pm1 t P1 =144.51143.33=1.180c 1 =10c'"01 7&#

38、39;+屮纠 =5.47 +1.18 + 1 =7.65 C故第1效溶液的沸点为：匕=人'+d =144.42 +7.65 = 151.970CT' 5 U =12.12+151.97 = 164.090C温度分配表效次In出加热蒸汽温度cT =164.09T/ =144.32T2 =115.38有效温度差iti' , c12.1217.4927.02料液温度（溶液沸点）ti ,C151 97126.8388.362.7.4加热蒸汽用量及各效蒸发量蒸汽温度和汽化潜热见表不同压力下蒸汽温度和汽化潜热效数参数加热蒸汽第1效第2效第3效二次蒸汽压强 p /kPa689.834

39、10.7175.8719.99二次蒸汽的温度t'/oc164.09144.32115.3860.09P气化潜热 ri /(kJ/kg)2073.52135.702217.662354.93第1效:热利用系数：叫=0.98 0.7Axi=0.98 0.7 (12.86% 10%) =0.96=0.964 “2073.5 =0.93D1 叮2135.7( 1)第2 效:W22貲冋*2r2794>4心2135.70 (8500277-W1r.187)J51.97 一126.832217.662217.66= 0.8洌 +331.35 4=0.98 0.7也X2=0.98 0.7 (18

40、% 12.86%) =0.94=0.98 0.7也 X3=0.98 0.7 (30% 18%) =0.90WD4+(FC po -W1Cpw -W2Cpw)r3+(85曲3-79呵4.187-/异4.187)门262；5囂36=0.7肌-0.06W +470.1(3)W =W +W2 +叫=5666.67 口1、n2、n3分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数ti、t2、t3 分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，°Cr；、r2、r3 分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热,kJ/kgW、W、W、W3 分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量,kg/hDi、D2、D3

41、分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量,kg/h，当无额外蒸汽抽出时，Dj联解式（1）至（4），可得=1856.71 kg/h，W2 =1928.12 kg / h，W, =1881.91 kg/h，D1 =1996.47 kg/h各效传热量的计算QD1r1996.42071.1148.80kW3600Q2 訓叮=些空空5Z£=1101.49kW36003600QW2r>1928.12217.61187.75kWD1 第一效加热蒸汽量，kg/hW1、W2 分别为第一效和第二效水的蒸发量，kg/hkJ/kg1、叮、r；分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热,2.7.5各效

42、蒸发器传热面积计算Q11148.80 X103=52.48m221800咒12.12S2Q2型血=52.48m21200 咒 17.49S3Q31187.75天103K3 纯800X27.02 54.95m与第一次计算结果比较，其相对误差为S _ S &1 +S2 At2 十 & 组3Mtm52.66 勺2.12 +52.48 "7.49 +54.95X 27.0212.12 +17.49 +27.02=53.70m滥-S 54.95-53.70=2.3%S53.702.3%<4%计算相对误差在0.04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

43、，不需重新计算。S1+S2+S3 52.66 +52.48+54.95 LC " 2=53.36m根据要求最终选面积为：S = (1 +10%) X 53.36 = 59m2第三章蒸发器工艺尺寸的设计计算结果总表效数第1效第2效第3效冷凝器加热蒸汽温度Ti，r1144.32115.3860.09操作压力p'，kPa689.83410.7175.8719.99溶液温度（沸点）t；，r151.97126.8388.36完成液浓度Xi0.12790.17940.30蒸发量Wi，kg/h1856.71928.121881.91蒸汽消耗量D，kg/h1996.47传热面积Si，m52.

44、6652.4854.95加热室由直立的加热中央循环管式蒸发器式蒸发器主体为加热室和分离室，管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间， 其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格， 长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。3.1加热管的选择和管束的初步估计3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计加热管通常选用© 25X 2r6m, © 38X 2n5m, © 57X 3r6m等几种规格的无缝钢 管，长度一般为2-6m。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起 泡性和厂房的高

45、度等因素来考虑。易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本设计加热管选用© 38X 25m,长为3.0m。当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数n：宀讪二.1)式中：S为蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定；d0为加热管的外径，m； L为加热管长度，m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算n ：时管长用(L0.1) m。为完成传热任务所需的最小实际管数 n只有在管板上排列加热管 后才确定。3n =510=171314X38(30.1 )3.1.2 循环管的选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积的40%-100%,若以D1

46、表示循环管内径，则：-Di2= (0.41) n' -di244因而：D7n (0.4 1 di =J0.6x171 X (38-2.5X2 )= 335mm对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出D1后，应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要 n与n：相差不大，循环管的规格可一次确定。 循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积。循环管选取377X4mm的无缝不锈钢管。3.1.3 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有 正三角形，正方形，同心圆等，目前以三角形排列居多。管心距 t为相邻两管中 心线之间的距

47、离，t 一般为加热管外径的1.25-1.5倍。目前在换热器设计中，管 心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。管心距 值见表3-1。表3-1 不同加热管尺寸的管心距加热管外径do, mm19253857管心距t, mm25324870加热室内径和加热管数采用做图法来确定，具体做法是；先计算管束中心线 上管束nc：管子按正三角形排列时,nc=1.Wn ;管子按正方形排列时，nc=1.1Zn。 式中n为总加热管数。本设计采用正三角形排列加热管，即nc=1.1 7n=1.1 &171=14.38b'=1.5 乌8=57mmDi=t( nc-1)+2 b'

48、;=48X(15 1)+2 >57=786mm根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一内径作为加热室内径，并以此内径和循环管外径作同心圆， 在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和 管心距作图。作图所得管数n必须大于初估值n',如不满足，应另选一设备内径, 重新作图，直至合适为止。壳体内径的标准尺寸列于表 3-2。表3-2壳体的尺寸标准壳体内径mm 400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚mm 8101214根据表3-2列表，本设计选取加热室壳体内径为 900 mm,壁厚为10 mm。3.1.4 分离室直径与高度的确定分离室的直径和高度取决于分离室的体积， 而分离室的体积又与二次蒸汽的 体积流量及蒸发体积的强度有关。分离室体积V的计算公式为:八Lm33600 e式中：W某效蒸发的二次蒸汽量，kg/h;P某二次蒸发的二次蒸汽密度，kg/m3 ；U值，即可得V。 通常末效最大。各效蒸汽的密度U 蒸发体积强度，m3/(m3s), 般允许值为1.1-1.5m/s。根据由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的但各效二次蒸汽量，密度不同，按上式计算得到V值也不同，为方便计，各效分离室可取一致，分离室估积宜取其中较大者。 见表3-3。U 取 2 m/s。1881.91V3= W3=