化工原理课设 蒸发器设计

1、目 录1. 设计任务（4）2. 设计方案简介（5）3. 三效并流蒸发设计计算（6）4. 蒸发器的主要结构尺寸的计算（16）5. 蒸发装置的辅助设备的选用计算（19）6. 三效蒸发器结构尺寸确定（21)7. 附图 （24)8. 参考文献（25）9. 后记（26）10CAD图（27）1.设计任务1.1设计条件 （1）处理能力 年产95000 吨NaOH水溶液 （2）设备形式 中央循环式管式蒸发器 （3）操作条件NaOH水溶液的原料浓度为12，完成液体浓度为30，原料液温度为第一效沸点温度。加热汽压力为500Kpa（绝热），冷凝器的绝压为20Kpa（绝热）。各效蒸发器的总传热系数分别为 K1=180

2、0 W/（m2*0C） K2=1200 W/（m2*0C） K3=600 W/（m2*0C）原料液的比热容为3.77KJ /（Kg/0C），在三效中液体的平均密度分别为1120Kg/m3 、1290 Kg/m3 、1460 Kg/m3。蒸发器中溶液的液面高度为1.2m。各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，忽略热损失。每年按照300天计，每天24小时厂址：天津地区1.2附加说明 （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）主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。 （5）绘制NaOH水

3、溶液三效并流加料蒸发装置的设备工艺简图 （6）对本设计进行评述2.设计方案简介 2.1 设计方案论证多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。下面就此流程作一简要介绍。并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：各效间压力差大，可

4、省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。因此，本流程只适应于黏度不大的料液。2. 蒸发器简介随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中

5、最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40100。加热管长一般为12m，直径2575mm，长径比为2040。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严

6、重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。3.三效并流蒸发设计计算3.1估计各效蒸发量和完成液浓度Fx0=（F-W）x3（1）其中 F每小时的进料量，Kg/hW每小时的水份蒸发总量，Kg/h WF（1）×（1）7916.7Kg/h因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取W1：W2：W31: 1.1: 1.2因为W= W1+ W2 + W3 计算出各效的蒸发量WiW1=2399.0Kg/hW2=1.1×2399.0=2638.9 Kg/hW3 =1.2×2399.0=2878.8 Kg/h由（1）式得 （2） 由（2）式得 计算出各效的浓度x1= = 0.

7、1467x2= 0.1941x3=0.30.估计各效液的沸点和有效总温差设各效间压力降相等，则总压力差为 kPa各效间的平均压力差为pi=160 kPa由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即 =P1-Pi = 500 160 =340 kPa = P1- 2Pi =500-2×160=180 kPa= =20 kPa表1 有关资料列表效数二次蒸气压力, kPa34018020二次蒸气温度Ti，(即下一效加热蒸汽温度)137.7116.660.1二次蒸气的气化潜热ri，KJ/Kg(即下一效加热蒸气的氢化热)215522142355.求各效因溶液沸点而引起的温度损失 根据各效二次蒸气温度

8、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= 143 tA2 = 125 tA2 = 78 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=143 137.7 = 5.3 2 = tA2 T2=125 116.6 = 8.4 3 = tA3 T3=78 60.1 = 17.9 所以 .求由于液柱静压力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Pav = Pi + （其中l为液面高度，m）（3）所以 Pav1 = P1+ =340 + =346.6 kP

9、a Pav2 = P2+ =180 + =187.6 kPa Pav3 = P3+ = 20 + = 28.6 kPa由平均压力查得对应饱和温度为T 'Pav1 =138.5 T 'Pav2 =118.1 T 'Pav3=67.9所以 1 = T Pav1 T1 = 138.5 137.7 = 0.8 2= T Pav2 T2 = 118.1 116.6 = 1.5 3= T Pav3 T3 = 67.9 60.1 = 7.8 故 = 0.8 + 1.5 + 7.8 = 10.1.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

10、得总温度损失=+ + =31.6 + 10.1 + 3= 44.7.各效料液的温度和有效总温差各效温度损失i=1+1 + 1得1=1+1+1= 5.3+ 0.8+1=7.12=2+2+2=8.4+1.5+1=10.93=3+3 +3=17.9+7.8+1=26.7各效料液的温度为 由ti=­­­­­­Ti+i t1=T1+1=137.7+7.1= 144.8 t2=T2+2=116.6+10.9 = 127.5 t3=T3+3=60.1+26.7= 86.8因=(Ts-Tk)-由手册查得500kPa饱和汽温度为151.7，气化潜热为2

11、113KJ/Kg,所以= (Ts-Tk)-i= 151.7-60.1- 44.7 =46.93. 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算 由热量衡算式Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)+Wi+（4）在(4)式，其中Di一第i效加热蒸气量,Kg/hri第i效加热蒸汽的汽化潜热,K/Kg-第i效二次蒸汽的汽化潜热, K/Kgcp0 原料液的比热容,K/(Kg/)cpw水的比热容, K/(Kg/)ti,ti-1分别为地i效和第i-1效溶液的温度(沸点), 热损失量,K由(4)式两边同时除以得: Wi=Diri/ +(Fcp0-W1cpw-W2cpw

12、-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /（5）由式(5)去掉- /,乘以热利用系数i，表示上式得:Wi=iDiri/ +( Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /对于沸点进料t­0=t1,考虑到NaOH溶液浓度浓缩热影响，热利用系数算式为=0.98-0.7其中为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化. 第效热衡算式为W1=1(+)= (a) 第效热衡算式为W2= =0.8735W1 + 368.0(b) 同理得第效 =0.7861W2-0.06555W1+778.8 (c) 又 W­1+W2+W3=7916.7 (d)联解式(a)

13、至(d),可得W1=2597.8Kg/h W2=2637.2Kg/hW­3­=2681.7 Kg/h D1=2756.0Kg/h .蒸发器传热面积估算 , Qi=Diri Q=D1r1=1.618×106 Wt1=T1- t1=151.7 -144.8 =6.9S1= m2Q2=W1r2=1.555×106 Wt2=T2- t2=T1 t2=137.7 127.5 =10.2S2= m2Q3=W2r3=×106 Wt3=T3- t3=T2- t3=116.6 -86.8 =29.8S3= m2误差，误差较大，应调整各效有效温差，使三个蒸发器的传

14、热面积尽量相等。.有效温差的再分配取平均面积 m2若使各值保持不变则有tiiti其中ti是各效经过有效温差再分配后的温差t1= 8.6t2=12.4t3=25.9.重复上述步骤. 计算各效料液的质量分数 X1= =0.149 X2= =0.199 X 3=0.3. 计算各效料液温度因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液温度仍为86.8即 t3=86.8则第效加热蒸气的温度为 T3=T2= t3+t3= 86.8+25.9=112.7查杜林图，得第效料液沸点为tA2=122,由液柱静压力及流动阻力引起的温度损失可视为不变,故第效的料液温度为 t2= tA2+

15、2+2=122+1.5+1.0=124.5 同理 T2=T1= t2+t2=124.5+12.4=136.9查杜林图，得第效料液沸点为tA1 =142 ，则t1= tA1+1+1=142+0.8+1.0=143.8t1=T-t1=151.7-8.6=143.1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=46.9温差重新分配后各效温度列于表2表2 各效温差重新分配表效次加热蒸汽温度， T1=151.7T1=136.9T2=112.7有效温差，t1=8.6t2=12.4t3=25.9料液温度，t1=143.8t2=124.5t3=86.8.各效热量衡算查手册得出 T1=136

16、.9 r1=2157 KJ/Kg T2=112.7 r2=2225KJ/Kg T3=60.1 r3=2355 KJ/Kg 第效=0.98-0.7=0.98-0.7×(0.149-0.12)=0.9597W1=(e)第效=0.98-0.7=0.98-0.7×(0.199-0.149)=0.945W2=0.8818W1+407.7（f）第效=0.98-0.7=0.98-0.7×(0.30-0.199)=0.91 =0.7988W0.0610W+724.6(g)又 W1+W2+W3=7916.7(h) 联解式(e)至式(h)，得W1=2557.7Kg/h W2=2663

17、.1Kg/hW3=2695.9 Kg/h D1=2721.0Kg/h与第一次结果比较， 计算结果均在0.05以下，故各效蒸发量计算结果合理.蒸发器传热面积计算 Q1=D1r1= Wt1=8.6S1= m2Q2=W1r1= Wt2= 12.4S2= m2Q3=W2r2=Wt3=25.9S3= m2 误差<0.05迭代计算结果合理，取平均传热面积S=104.0 m2.计算结果列表3 表3 计算结果表效次 冷凝器加热蒸气温度Ti, 151.7136.7112.760.1操作压力Pi,KPa3271632020溶液温度(沸点)ti, 143.8124.586.8完成液浓度,%14.919.030

18、蒸发量Wi,Kg/h2557.72663.12695.9蒸汽消耗量D,kg/h2721.0传热面积Si ,m2104.0104.0104.0.蒸发器的主要结构尺寸的计算.加热管的选择和管数的初步估算 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=2m,d0=57mm有= 根.循环管的选择有经验公式循环管内径D1=di，因为S较大，取D1=di= m,取Di=0.551m.加热室直径及加热管数目的确定按正三角形排列，管束中心在线管数nc=1.1=1.1=19.2=20根加热室内径Di=t(nc-1)+2其中t为管心距，取0.07m, =

19、1d0Di=0.07×(20-1)+2×1×0.057=1.444m,取Di=1444mm.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=W3=2695.9kg/h =0.1301kg/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,D=Di=1444mm求出H=2.42m.接管尺寸的确定流体进出口的内径按d=计算. 热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs 为

20、流体的体积流量Vs=m3/su为流体的流速30m/s，计算出d=m取管为 验算出u= m/s.溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs= m3/s因为其流动为强制流动，u =0.8-15 m/s,所以取u = 4 m/s 则有d= m，取管为则实际流速为u=3.825 m/s.冷凝水出口，取W = 2695.9 kg/h 计算Vs= m3/s按自然流动的液体计算，u=0.080.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出d=0.0886m取管 实际流体流速为u= m/s. 蒸发装置的辅助设备的选用计算.气液分离器.本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品或

21、防止污染冷凝液体。其性能参数如表4表4 惯性式除沫器性能参数如表捕捉雾滴的直径压力降分离效率气速范围>50m 196588KPa 8590 常压1225m/s减压>25m/s5.分离器的选型由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D­3H=（0.40.5）D1其中 D0二次蒸汽的管径，m D1除沫器内管的直径，m D2除沫器外管的直径，m D3除沫器外壳的直径，m H除沫器的总高度，m H除沫器的内管顶部与器顶的距离，m 所以 D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06mH= D3=1.06m h=0.4D1=0.212m.蒸汽冷凝器的

22、选型设计.本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表5表5 多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表水气接触压强塔径范围结构与要求水量面积大10672000Pa大小均可较简单较大.蒸汽冷凝器的选型. 冷却水量的确定查多孔板冷凝器的性能曲线得20kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度20,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=m3/h 与实际数据比，VL偏小，故应取VL=1.2 VL=61.044m3/h.冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速u=15m/s则D= m .淋水板的设计因为D>500mm,取淋水板8块淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln 计算，取L末=0.15m即L

23、3;7=0.15m.依次计算出：L6= L5= L= L= L= L= L=弓型淋水板的宽度 B=0.8D=0.8×699=559.2mmB=0.5D+50=0.5×699+50=399.5mm其中B为最上面的一块板，B为其它板淋水板堰高h, 取h=50mm淋水板孔径 冷却水循环使用，取8mm淋水板孔数 淋水孔流速u0=其中 -淋水孔的阻力系数，=0.950.98 -水孔收缩系数，=0.800.82h-淋水板堰高,m取=0.98 =0.82 计算u0=0.98×0.82孔数n=个考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×533=

24、612个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n=1.05×533=560个淋水孔采用正三角形排列。6 .三效蒸发器结构尺寸确定6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果 表6 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）管径规格570×3.5 mm加热管（无缝钢管）长度2 m加热管（无缝钢管)管数304循环管规格 570×3.5 mm加热室内径1444 mm分离室直径1444 mm分离室高度2340 mm溶液进出口管径530×15 mm加热蒸气进出口与二次蒸气出口管径38×2.5 mm冷凝水出口管径108×9 mm表7 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520 mm除沫器外罩管的直径780 mm除沫器外壳的直径除沫器内管顶部与器顶的距离1040 mm500 mm表8 蒸汽冷凝器主要结构的确定蒸气冷凝器主要结构设计尺寸蒸汽冷凝器类型多层多孔式冷凝器冷却水量61.044m3/h冷凝器的直径699 mm淋水板数7淋水板间距L11240mm淋水板间距L2870 mm淋水板间距L3610 mm淋水板间距L4430 mm淋水板间距L5300 mm淋水板间距L6210 mm弓形淋水板的宽度560 mm淋水板堰高50 mm淋水板孔径8 mm淋水板孔数5607. 附图 图 三效并流