KNO3水溶液三效并流加料蒸发实验设计说明书

1、广西科技大学化工原理课程设计说明书课题名称:KNO3水溶液三效并流加料蒸发实验设计指导教师:罗建平班级:卓越化工121姓名:学号:成绩评定:指导教师:(签字2014 年 12 月 31 日./(/./(22C m W K mh s m g f hkg F h kg D m D md C kg kJ c mb -总传热系数,高度,重力加速度,校正系数,无因次原料液流量,加热蒸汽消耗量,直径,加热管的内径,比热容,管壁厚度,英文字母C m kg X x h kg W hkg W m V s m V s m m U S -温度损失,希腊字母质量,单位体积冷却水的蒸汽次溶质的质量分率,无因质量流量,蒸

2、发量,分离室的体积,流体得体积流量,蒸发体积强度,33333/./(秒压力流速,温度,管心距,溶液的温度,传热面积,气化潜热,总传热量,绝对压力,蒸发系统总效数,管数,长度,-s p sm u CT mt Ct m S kgkJ r WQ Pap n n mL /2体积的蒸汽的最小的最大的液体的冷凝器的下标焊缝系数,无因次因次管材质的校正系数,无密度,表面张力,粘度,导热系数,热利用系数,无因次-u v L K m kg m N s Pa C m W min max /./(3目录1 概述 (11.1 蒸发及蒸发流程 (11.2 蒸发操作的分类 (11.3 蒸发操作的特点 (21.4 蒸发器选

3、型 (22设计任务 (22.1设计题目 (22.2设计任务及操作条件 (32.2.1设计任务 (32.2.2.操作条件 (32.3设计项目 (33.设计条件及设计方案说明 (44物性数据及相关计算 (54.1蒸发工艺设计计算 (54.3 估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 (64.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (94.5蒸发器传热面积的估算 (104.6有效温度的再分配 (114.7重复上述计算步骤 (114.7.1计算各效料液 (114.7.2计算各效料液的温度 (124.7.3各效的热量衡算 (134.7.4 蒸发器传热面积的计算 (144.8计算结果列表 (155主体设备计

4、算和说明 (165.1加热管的选择和管数的初步估计 (165.2循环管的选择 (165.3加热室的直径以及加热管数目的确定 (165.4分离室直径和高度的确定 (175.4.1分离室体积的计算式为 (185.4.2 分离室的高度和直径的确定 (185.5接管尺寸的确定 (195.5.1溶液的进出口 (205.5.2加热管蒸汽进口与二次蒸气出口的确定 (205.5.3冷凝水进出口的确定 (206辅助设备的选择 (216.1气液分离器 (216.2蒸汽冷凝器 (226.2.1冷却水量 (226.2.2冷凝器的直径 (226.2.3淋水板的设计 (237 三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果 (248对

5、本设计进行评述 (259 参考资料 (261 概述1.1 蒸发及蒸发流程定义:物质从液态转化为气态的相变过程。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,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

6、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

7、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 蒸发操作的特点从上述对蒸发过程的简单介绍可知,常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾的

8、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,在港台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液的沸点,这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温度一定的情况下,蒸发溶液时的传热温差必定小于加热唇溶剂的纯热温差,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

9、,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 蒸发器选型随着工业蒸发技术的发展,蒸发设备的结构与形式亦不断改进与创新,其种类繁多、结构各异。本次设计要求采用中央循环管式蒸发器,其结构中,加热室由一垂直的加热管束(沸腾管束构成,在管束中央有一根直径较大的管子,称为中央循环管。中央循环管式蒸发器具有结构紧凑、制造方便、操作可靠等优点,故在工业上应用较广,有“标准蒸发器”之称。但实际上,由于结构上的限制,其循环速度较低(一般在0.5m/s 以下;而且由于溶液在加热管内不断循环,使其组成始终接近完成液的组成,因而溶液的沸点高、有效温度差减小。此外

10、,设备的清洗和检修也不够方便。2设计任务设计题目:KNO水溶液三效并流加料蒸发装置设计31.处理能力:年处理硝酸钾水溶液(8.0×104+30X吨注:X代表学号最后两位数。2.设备型式:中央循环管式蒸发器。(1原料液浓度15%,完成液浓度45%,原料液温度80;原料液比热容3.5kJ/kg·。(2加热蒸汽压为.400kPa(绝压,冷凝器压强为20kPa(绝压。=2000W/m2·K2=1000W/m2·(3各效蒸发器的总传热系数:K1K3=500W/m2·(4各效蒸发器中液面的高度1.5m。(5各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效传热面

11、积相等,并忽略浓缩热和热损失。不计静压效应和流体阻力对沸点的影响。(6每年按330天计,每天24小时连续运行。1.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。2.蒸发器的工艺计算:确定蒸发器的传热面积。3.蒸发器的主要结构尺寸设计。4.主要辅助设备设计选型,包括汽液分离器及蒸汽冷凝器。5.绘制工艺流程图及蒸发设备工艺简图(3#图纸。6.对本设计的评述。3设计条件及设计方案说明本次设计要求采用中央循环管式蒸发器,在工业上被称为标准蒸发器。其特点是结构紧凑、制造方便、传热较好及操作可靠等。它的加热室由垂直的加热管束组成,在管束中央有一根直径很大的管子,称为中央循环管。在蒸发操作中,为保

12、证传热的正常进行,根据经验,每效分配到的温差不能小于57。通常,对于沸点升高较大的电解质溶液,应采取23效。由于本次设计任务是处理KNO3溶液。这种溶液是一种沸点升高较大的电解质,故选用三效蒸发器。另外,由于KNO3溶液是一种粘度不大的料液,故多效蒸发流程采用并流操作。多效蒸发器工艺设计的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有:加热蒸气(生蒸气的消耗量,各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积等。多效蒸发器的计算一般采用迭代计算法。 年产量:(8.0×104+30X 吨 ,且每年按照330天计算,每天24小时。330106530100.8(34=+=总蒸发量:h kg

13、x x F W /15.689845.015.0122.10347130= -= -= 因并流加料,蒸发中无额外蒸气引出,可设W W W = 1231.315.68983.31=kg/h 38.229935.20901.11.112=W Wh kg W W /42.250835.20902.12.113=.022.10347101=-=-=.022.103472102=-=-=W W F Fx x30.45x =4.3 估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差设各效间压力降相等,则总压力差为1KP P P 40020380 kPa '=-=-=各效间的平均压力差为i P 380P =126

14、.67 kPa 33=由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力,即11i 21i 3KP P P 400126.67273.33 kPaP P 2P 4002126.67146.66 kPa P P 20 kPa '=-=-='=-=-=''= 由各效的二次蒸气压力,从手册中可查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中。表4-1 二次蒸气的温度和气化潜热 效数 二次蒸气压力,kPa P i '146.66 20二次蒸气温度0i T ,C '(即下一效加热蒸汽的温度 130.2 110.5 60.1 二次蒸气的气化潜热'r ,kJ /kg i

15、 (即下一效加热蒸汽的气化潜热(1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失'蒸发操作常常在加压或减压下进行,从手册中很难直接查到非常压下的溶液沸点。所以用以下方法估算。a f ''=20.0162(273i T f r '+='a '常压下(101.3kPa由于溶质引起的沸点升高,即溶液的沸点-水的沸点 常压下水的沸点为100。查表得常压下不同质量分数的KNO 3沸点如下表 '100a Ai t =-210.0162(130.2273(101.5100 1.812177.3a f +''=-=C 2=-+='='

16、a f 66.3100105(93=-+='='a f由于不考虑液柱静压效应和流动阻力对沸点的影响,所以总的温差损失为:21=+='+'+'='=(3各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸气P i '及温度差损失i ',即可由下式估算各效料液的温度i t :66i ='='='=+'=T t i各效料液温度为:有效总温度差(-'-=T Tt KS由手册可查得400kPa 饱和蒸汽的温度为143.4C 、气化潜热为2138.5kJ/kg ,所以(37.7593.71.604.143=-=-&#

17、39;-=KST Tt第i 效的热量衡算式为('01211.i i i p pw pw i pw i i i i Q D r Fc W c W c W c t t W r -=-+当无额外蒸汽抽出时1i i D W -=由上式求得第i 效蒸发水量i W 的计算式1011(i i i i i i p pw i pw i i D rt t W Fc W c W c r r -=+-''由于忽略溶液的浓缩热和热损失,所以热利用系数1=1i i D W -=(=kg /183.4kJ c pw 第效的蒸发水量1W 为6'-+'=D D r t t F r r D

18、 W p 第效的蒸发水量2W 为29 -+='-+'='-+'=W W W r t t c W F r r W r t t c W F r r D W pw p pw p ( 对于第效,同理可得17 -+='-+'='-+'=W W W W w r t t W c W F r r W r t t W c W F r r D W pw pw p pw pw p ( 又因为h kg W W W /15.6898321=+ 联解上面式,可得hkg D h kg W h kg W hii i iQ S K t =W r D Q 63111

19、107874.13600/105.213894.3008=54.1086.1324.143t 111=-=-=T t26W r W Q 63112102657.13600/103.217778.2092='=12.1893.1125.130t t 21222=-=-'=-=T T t26W r W Q 63223104105.13600/100.223134.2275='=71.4676.6347.110t t 32333=-=-'=-=T T t26333339.6071.46500104105.1m t K Q S =.8439.6011>=-=-MA

20、X MIN S S ,误差较大,应调整各效的有效温度差,重复上述计算过程,使三个蒸发器的传热面积尽量相等。.4639.6012.1885.6954.1079.84m tt S t S t S S =+=+=重新分配有效温度差,可得.84t t 111.6685.69t t 222='S S69.4271.4608.6639.60t t 3由所求得的各效蒸发量,可求各效料液的浓度,即.209222.1034715.022.10347101=-=-=.022.103472102=-=-=W W F Fx x=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

21、为63.76,即76.63t 3=则第效加热蒸汽的温度(也即第效料液二次蒸气温度为323=+='+='=t t T T在此温度下汽化潜热kg kJ /66.2246r 2=' 用公式 a f '=' 再次对料液温度进行估算39.21003.102(662=-+='='a f不计液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失,故第效料液的温度为84.10839.245.106222=+='+'=T t 同理08.13215.1984.108221=+='+='t t T在此温度下汽化潜热:1=' (1=-+=

22、'='a f11=+='+'=T t由于不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响,且溶液温差损失变化不大,故有效总温差不变,即温度差重新分配后各效温度情况列于下表:表4-2 三效蒸发器各效的温度效次 加热蒸汽温度,C T'1=132T'2=106.='t 料液温度,C t 1=133.9 t 2=108.效次i T ',C 132.08 106.45 60.1 i r ',C 第效19'-+'=D D r t t F r r D W p 第效47 -+='-+'= '-+'=W

23、W W r t t c W F r r W r t t c W F r r D W pw p pw p ( 第效 -+='-+'= '-+'=W W W W w r t t W c W F r r W r t t W c W F r r D W pw pw p pw pw p ( 又因为h kg W W W /15.6898321=+ 联解上面式得h与第一次计算结果比较,其相对误差为0118.042.250814.229931.229910142.035.209070.20601=-=-=-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。其各效溶液无明

24、显变化,不需要重新计算。4.7.4 蒸发器传热面积的计算ii i iQ S K t =W r D Q 63111107856.13600/105.213888.3005='t261W r W Q 63112102431.13600/1065.217170.2060='='t 262W r W Q 63223104245.13600/1066.224631.2299='='t 26333374.6669.42500104245.1m t K Q S ='=.6474.6611<=-=-MAX MIN S S ,迭代计算结果合理。 平均传热面积

25、为23=+=S S S S表4-3 物料计算的结果效次 冷凝加热蒸汽温度,0C 143.4 132.0106.60.1 操作压力P'i,kPa 290.08 128.120 20 溶液温度(沸点t i,0C 133.92 108.863.7 完成液浓度x i,% 18.8 26.0 45 蒸发量W i ,kg/h2299.253蒸气消耗量D ,kg/h 3005.88 传热面积S i ,m 25 主体设备计算和说明管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑,易结垢和易起泡沫溶液 的蒸发易选用短管。根据我们的设计任务和溶液性质,我们选用以下的管子。加热

26、管的型号选用:57×3.5mm 加热管长度选用:2.0m 初步估算所需管子数为'n0=-=-='-L d s n 循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。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%。本次计算取60% 。则循环管的总截面积为2214i d n D '=(mm d n D i 4.5395.32571946.06.01=-='=因为S 较大,根据上式结果,选取管径相近的标准管型号为560×10mm 。 循环管的管长与加热管相等,为2.0 m 。循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热管相等,循

27、环管的表面积不计入传热面积中。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。加热管在管板上的排列方式为正三角形,不同加热管尺寸的管心距查表得表5-1 不同加热管尺寸的管心距加热管外径mm ,d 0 19 25 38 57 管心距mm t,25324870由上表查得型号为57×3.5mm 的管心距为161941.11.170='=n n mmt c估计加热室的内径(b 21n t D c i '+-=其中,(0d 1.51b =' 取 573.13.10='d b所以 (mm 2.1198573.1211670=+-='D 表

28、5-2 壳体的尺寸标准 壳体内径,mm 40080011001600最小壁厚,mm 8101214根据估算,及容器的公称直径表,试选用 D=1300mm 作为加热室的内径,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。当内径为1300mm 时,获得管数大于估算的管数,2011<=-U3600WV =其中,U 为蒸发体积强度,一般允许值为(s m /m 1.5 1.133,在此取(s m /m 1.233。将工艺计算中二次蒸气的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸气的密度列于下表5-3 二次蒸气相应密度效次 二次蒸气温度C ,T 0i ' 132

29、.08 106.45 60.1 二次蒸汽流量W i ,kg/h 2060.72299.32538.1二次蒸气密度3,kg/m依据上表数据,分别算出各效分离室数据333332223.20603600=U W V U W V U W V 为方便起见,各效分离室的尺寸均取一致,所以体积V 取最大值V=4.5195m 3。5.4.2 分离室的高度和直径的确定确定需考虑的原则: H:D=12在允许的条件下,分离室直径应尽量与加热室相同,这样可使结构简单, 加工制造方便。所以:D 取1.3m 根据2V D H 4=可得: =m流体进出口计算公式:u4V d s=表5-5 各效冷凝水密度 各效中溶液的平均密

30、度计算:(/1i i i i iF F FV V F FX X =-水水水33323.932m g m g m g =-=-=-=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u 0.815 m /s,u 1 m /s =此处选取则 mm uV d sm F V S.10347331=-依据无缝钢管的常用规格选为mm 5.360的标准管。表5-4 流体的适宜流速强制流体的液体,m/s自然流体的液体,m/s 饱和蒸汽,m/s 空气及其他气体,m/s 0.81520301520饱和蒸汽适宜的流速u 2030 m/s, u 30 m/s =气此处取为统一管径,取体积流量最大的末效流量为

31、计算管径的体积流量,则.253833333=气气u V d sW V S S 依据无缝钢管的常用规格选用为50010mm 的标准管。冷凝水的排出属于自然流,u=0.080.15m/s ,设s m u /0.1=冷凝水分别计算各效冷凝水的管径:mm.3005411411='='='-冷凝水水u V DV S S mm.20604224212='='=.22994334323='='='-冷凝水水u V W V S S 为统一管径,取计算得到各效最大的管径为设计的管径,则mm d 84.106max =依据无缝钢管的常用规格选用直径为

32、mm 4108的标准管。6 辅助设备的选择根据蒸气流速和各气液体分离器的性能,选择惯性式除沫器作为气液分离器。其主要尺寸确定为:除沫器内管的直径mm 1.47810=D D:1D :D :D 321= 0D ,二次蒸汽的管径除沫器外罩管的直径mm 15.7171.4785.15.112=D D除沫器外壳的直径mm 2.9561.4782213=D D除沫器的总高度mm 2.9563=D H 3H D 968.6 mm =除沫器内管顶部与器顶的距离mm D h 05.2391.4785.05.01=选取 除沫器内管:50010mm 除沫器外罩管:82015mm 除沫器外壳:100015mm 蒸汽

33、冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却水时,应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时,可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换,其冷凝效果好,被广乏采用。选用多层多孔板式冷凝器6.2.1冷却水量L V冷却水进出口压力为20 kPa ,取冷却水进出口温度为C 25。V 55.01 m /h X 46.5V 1.23V 1.2355.0167.66 m /h根据进入冷凝器的二次蒸气的体积流量2557.85/V W kg h =,由流量公式计算冷凝器的直径:二次蒸气流速u 为1520m/s ,此处取u =20m/s 。.2

34、5384u 4V D s =故取D=630mm淋水板数:D 630 mm >500mm,n 9=所以取块淋水板间距:当79块板时,(10.60.7,0.15n n L L L m +=末 取1 2.5L m =根据10.65n n L L +=则=>末则淋水板间距符合条件。 弓形淋水板的宽度:B 0.9D 0.9630567 mm'=+=+=最上面一块淋水板堰高:D 630m m >500m m ;h 6=取 淋水板孔径:冷却水循环使用,d取8 mm 淋水板孔数: L2244=实其他各板孔数为N2 =n*(1+5%=471(1+5%=494.55 取整为495个7 三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果表7-1 蒸发器的主要结构尺寸的确定加热管主要结构设计尺寸加热管(无缝钢管长度 2.0 m循环管规格Ø560×10mm加热室内径Ø1300×12mm分离室直径1300mm分离室高度3410 mm加热蒸气进口与二次蒸气出口管径Ø500×10mm表7-2 气液分离器结构尺寸的确定气压分离器主要结构设计尺寸除沫器内管的直径Ø500×10mm除沫器外罩管的直径Ø820×15mm除沫器外壳的直径Ø1000×15mm除沫器内管顶部与