三效蒸发器相关课程设计--讲解

1、化工专业课程设计中南民族大学化工专业课程设计学院：化学与材料科学学院专业: 化学工程与工 艺 年级：2011 级题目:KNO 3水溶液三效蒸发工艺设计学生姓名：888 学号：888888指导教师姓名：888 职称:教授2014 年 12 月 29 日化工专业课程设计任务书设计题目：KNO/K溶液三效蒸发工艺设计设计条件：1.年处理能力为7.92 104 t/a KNO3水溶液；2 .设备型式中央循环管式蒸发器；3 . KNO3水溶液的原料液浓度为 8%,完成液浓度为48%,原料液温度为 20C,比热容为 3.5kJ/(kg. C);4 .加热蒸汽压力为400kPa (绝压)，冷凝器压力为20k

2、Pa(绝压)；5 .各效加热蒸汽的总传热系数：K1=2000W/(m2?C) ；K2=1000W/(m2?C)； K3=500W/ (m2?C);6 .各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效传热面积相等，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；7 .每年按300天计，每天24小时运行；设计任务：1 .设计方案简介：对确定的工艺流程进行简要论述。2 .蒸发器和换热器的工艺计算：确定蒸发器、换热器的传热面积。3 .蒸发器的主要结构尺寸设计。4 .主要辅助设备选型，包括气液分离器及换热器等。5 .绘制KNO3水溶液三效蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图、。姓名：班级：化学

3、工程与工艺专业学号：指导教师签字：目录1 概述 11.1 蒸发简介 11.2 蒸发操作的分类 11.3 蒸发操作的特点 41.4 蒸发设备 42 设计条件及设计方案说明 52.1 设计方案的确定以及蒸发器选型 52.2 工艺流程简介 63 . 物性数据及相关计算 73.1 蒸发器设计计算 73.1.1 估计各效蒸发量和完成液浓度 83.1.2 估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 83.1.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 103.1.4 蒸发器传热面积的估算 123.1.5 有效温度的再分配 123.1.6 重复上述计算步骤 133.1.7 计算结果 163.1.8 蒸发器设备计算

4、和说明 173.1.9 辅助设备的选择 193.2 换热器设计计算 233.3 管道管径的计算 244 对本设计的自我评述 241化工专业课程设计1 概述1.1 蒸发简介在化工、轻工、医药、食品等工业中，常常需要将溶有固体溶质的稀溶液加以浓缩，以便得到浓溶液（固体产品）或制取溶剂，例如硝酸铵、烧碱、抗生素、食糖等生产以及海水淡化等。工业上常用的浓缩方法是蒸发，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。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，

5、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。蒸发器内部有足够的分离空间，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，排出的蒸汽可回收热量加以利用，或经过冷凝器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。按操作压力，

6、蒸发可以分为常压蒸发、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。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，倘若将加热蒸汽通入一蒸发器，则液体受热而沸腾，所产生的二次蒸汽，其压力与温度比较原加热蒸汽（生蒸汽）为低。但此二次蒸汽仍可设法加以利用。最普遍的利用方法是将其当作加热蒸汽，引入另一个蒸发器，只要后者的蒸发室压力和溶液沸点均较原来蒸发器中为低，则引入的二次蒸汽仍能起到加热作用。 此时第二个蒸发器的加热室便是

7、第一个蒸发器的冷凝器，这就是多效蒸发的原理。将多个蒸发器这样连接起来一同操作，即组成一个多效蒸发器。 每一蒸发器称为一效， 通入生蒸汽的，称为第一效，利用第一效的二次蒸汽为加热蒸汽的称为第二效，以此类推。由于各 效（最后一效除外）的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽，提高了生蒸汽的利用率，节省了生蒸汽用量，所以，在蒸发大量水分时，广泛采用多效蒸发，常用的多效蒸发有双效、 三效或四效，有的多达六效。多效蒸发按加料方式又可分为以下四种： 溶液与蒸汽成并流的方法，简称并流法； 溶液与蒸汽成逆流的方法，简称为逆流法； 溶液与蒸汽在有些效间成并流而在有些效间则成逆流，简称错流法； 每一效都加入原料液的

8、方法，简称平流法。以三效为例加以说明，当效数有所增减时，其原则不变。(1) 并流法不悔性气体完成液水图1三效蒸发并流加料流程并流法是工业中最常用的为并流加料法，如图1所示，溶液流向与蒸汽相同， 即第一效顺序流至末效。因为后一效蒸发室的压力较前一效为低，故各效之间可无须用泵输送溶液， 此为并流法的优点之一。 其另一优点为前一效的溶液沸点较后一效的为高，因此当溶液自前一效至后一效内，即成过热状态而立即自行蒸发（常称为自蒸发或闪蒸），可以发生更多的二次蒸汽，使能在次一效蒸发更多的溶液。其缺点则为最后一效的溶液的浓度较前一效的大， 而温度又较低，粘度增加显著，因而传热系数就小很多。 这种情况在最末一、

9、 二效尤为严重， 使整个蒸发系统的生产能力降低。因此，如果遇到溶液的粘度随浓度的增大而很快增加的情况，不宜采用并流法。(2) 逆流法图2三效蒸发逆流加料流程如图2所示，原料液由末效流入， 而由泵打入前一效。 逆流法的优点在于溶液的浓度愈大时蒸发的温度亦愈高，使各效溶液均不致出现粘度太大的情况，因而传热系数也就不致过小。其缺点是，除进入末效的溶液外，效与效之间皆需用泵输送溶液，且各效进料温度(末 效除外)都较沸点为低，故与并流法比较，所产生的二次蒸汽量减少。(3) 平流法不好性气体4图3三效蒸发平流加料流程此法是按各效分别进料并分别出料的方式进行的，如图3所示。此法适用于在蒸发过程中同时有结晶体

10、析出的场合。例如食盐溶液，当蒸发至27%左右的浓度即达饱和，若继续蒸发，就有结晶析出；此结晶不便在效与效之间输送，故可采用此种流 程将含结晶的浓溶液自各效分别取出。(4) 错流法此法的特点是在各效间兼用并流和逆流加料法。例如在三效蒸发设备中， 溶液的流向可为3 f 1 2或2 f3 fl。此法的目的是利用以上并流法和逆流法的优点，克服或减 轻二者的缺点，但其操作比较复杂。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

11、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纯溶剂的纯热温差，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工艺设计时必须

12、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，部分汽化，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。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， 和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。 减压操作时还需真空装置。 兹分 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：(

13、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。8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2设计条件及设计方案说明2.1 设计方案的确定以及蒸发

14、器选型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(如图4所示)。其特点是结构紧凑，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。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。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。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12

15、m；加热管径多为2575mm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。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每效分配到的温差不能小于 57C。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KNO 3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1-外壳；3加热室：）中央循 环管；*蒸发室；5-除沫器二图4中央循环管式蒸发器2.2工艺流程

16、简介冷藤水去川换二次蒸汽去冷却器冷凝水去II换I效蒸发蛰冷凝水去换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。产品图5蒸发工艺流程简图如图5所示，20c的原料液三台列管式换热器换热后达到泡点进入第I效蒸发器，在生蒸汽的给热下蒸发大量水蒸气形成二次蒸汽，同时生蒸汽损失热量发生相变冷凝成水，但此时其温度仍很高，是品味很高的热源， 可做为第出换热器的热流体，由并流加料法的特点知第n效蒸发器压力较第I效为低，故第I效中产生的大量二次蒸汽作为第n效的加热蒸汽进入第n效，经加热料液冷凝成冷凝水， 但较第I效

17、的冷凝水温度为低，作为第n换热器的热源对原料液进行预热。 第n效料液的沸点较第I效为低，故第I效的完成液一进入第n效便成过热状态而立即蒸发出大量二次蒸汽，同理，该二次蒸气作为加热蒸汽进入第m效蒸发器，其冷凝水温度进一步降低，只能作为第I换热器的热源，对常温下的原料液进行初步的预热。第出效蒸发器的二次蒸汽经冷却器冷却，冷凝成水后回收利用。 从第三效蒸发器出来的料液已达到所需浓度要求，可输送到储槽储存利用。 为实现能量利用的最大化， 选择泡点进料，但经换热器I出预热后的原料液无法达到泡点，故用高温的过热蒸汽在换热器W中对原料液进行进一步加热使其达到泡点。3.物性数据及相关计算3.1 蒸发器设计计算

18、图6并流加料三效蒸发的物料衡算及热量衡算图化工专业课程设计3.1.1 估计各效蒸发量和完成液浓度年处理量：(7.92 M04+30X)吨，且每年按照300天计算，每天24小时。总蒸发量:43(7.92 10 ) 10300 24=11000kg /hW=F 1& 1=110000081= 9166.7kg/hI 0.48 J因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设W1 :W2 :W3 = 1:1.1:1.2W1 W2 W3 =3.3W1W1 =W3.39166.73.3= 2777.8kg/hW2=1.1W1=1.1 2777.8 = 3055.6kg/hW3=1.M=1.2 2777.

19、8 = 3333.4kg/hX1FX0F训11000 0.0811000 -2777.8= 0.1070FxX2F 训-W211000 0.0811000 -2777.8 -3055.6= 0.170327x3 -0.483.1.2 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，则总压力差为工 AP = R-P； =400-20 = 380 kPa各效间的平均压力差为 * =上且P =380 = 126.67 kPa 33由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即:P，=R _ AP =400126.67=273.33 kPaP2 = P1 -2AP =400-2x126.67 = 1

20、46.66 kPaP3 = PK = 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1二次蒸气的温度和气化潜热效数Inm二次蒸气压力 P, kPa273.33146.6620二次蒸气温度T,0C130.2110.560.1（即下一效加热蒸汽的温度） '二次蒸气的气化潜热n ,kJ / kg2177.32231.02354.9（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工 0. 0 1 6T2 （ 力 3）f

21、二：r 'a一常压下（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 C。（2）由化工原理上册第 280页无机物水溶液在常压下的沸点表查得常压下不同质量分数白K KNO3沸点：表2 KNO3水溶液在常压下的沸点质虫分数kg/l10.7%17%48%沸点c /tAit100.8101.4105.3经查表知400 kPa下饱和蒸汽温度为 143.4C ,气化潜热为 2138.5 kJ / kga =tAi 一100_ _ 20.0162 (130.2 273)2177.3(100.8-100)=0.97 C00162 (11。5 273)22231

22、.0(101.4 -100)=1.50 C_ _ 20.0162 (60.1 273)22354.9(105.3 -100)=4.05 C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£ = = +A2 +5 =0.97 + 1.50 + 4.05 = 6.52(3)各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸气Pi/及温度差损失;，即可由下式估算各效料液的温度t/ti =Ti'+A 1 = ； = 0.97 C 2 = A2 =1.50 3 = & = 4.05 冤各效料液温度为t1 =T；+ =130.2 + 0.97=131.17七t2 =T； +

23、& =110.5 + 1.50 = 112.00 t3 =T3' +4 =60.1+4.05 = 64.15 口 C有效总温度差Z A t=(Ts TK )-Z A由手册可查得400kPa饱和蒸汽的温度为143.4 P、气化潜热为2138.5kJ/kg,所以Z At = (TS -TK )-Z A = 143.4-60.1-6.52 = 76.7813.1.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第i效的热量衡算式为Qi = Dm = Fcp0 -W£pw -W2Cpw - .W-Cpw ti -tW/当无额外蒸汽抽出时Di =WL由上式求得第i效蒸发水量Wi的计算

24、式D；t-tWi十(FCp0WCpwI WCpw):i-i由于忽略溶液的浓缩热和热损失，所以热利用系数n =1Cpw =4.187kJ/(kg ' C )第I效的蒸发水量W1为W1 =五D1_10 11-+FcP。11J2138.5143.4 -131.17=1D1 11000 3.5 -2177.32177.3=0.9822D1 216.3第n效的蒸发水量W2为DgW2 =次 |T +(FCp。Wcpw )IL,22W2t1 -12=3+(FCp° W&w )一22 一彳2177.3131.17-112.00=1W110003.5-4.187W_2230.2 112

25、231.0=0.9400 330.8对于第出效，同理可得D33t 2ftW3="3|T+(FC p0WC1 bWC 2)看IL33=几.IW3 +(FCp0 一W1Cpw -W2cpw )IL33, 2231.0112.00-63.15=1W211000 3.5-4.187皿-4.187W212354.92354.9= 0.8624W2 -0.08500W1 781.55又因为 W1 W2 W3 = 9 1 66g7 h /联解上面式，可得W1 =2914.46kg/hW2 = 3070.39kg/hW =3181.73 kg/hD1 - 2747.06kg/h3.1.4 蒸发器传热

26、面积的估算Si n KQitiQlX2747.06 2138.5 1。3 . 36 00 =1.631 8 1 06 W及1 =T1-t1 =143.4-131.17 = 12.23CcQ11.6318 1062S1 = = 66.71 mK1N12000M12.23Q2 =W1r1 =2914.46 2177.3 1 031.7627 1 06 W3600及2 =丁2 -t2 =Ti-t2 =130.2-112.00 = 18.20 Cc Q21.76 27 1 062S2 = 96.85mK2N2 1000M18.20Q3 =W2r2 =3070.39 2231.0 1031.9028 1

27、06 W3600At3 =T3 -t3 =T2 -t3 =110.5-64.15 = 46.35 C & 二盘=为=82.11"一、 S 66 71误差为1Smn_=1 =0.311 >0.05误差较大，应调整各效的有效温度差，重Smax96.85复上述计算过程，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。3.1.5 有效温度的再分配O S14 十S2N2 +53 At3S=1一66.71 12.23 96.85 18.20 82.11 46.352=83.15 m12.23 18.20 46.35重新分配有效温度差，可得S166 71At1 = d1 =竺！ 12.23 =9.8

28、 CS83.15S296.85-t2 18.20=21.2 CS83.15及3 = -3 g3 46.35 = 45.8 CS83.153.1.6重复上述计算步骤3.6.1.1计算各效料液由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即x1FX0F -W111000 0.0811000 -2914.46= 0.109Fx011000 0.08x2 = = = 0.175F -W1 -W211000 -2914.46 -3070.39x3 =0.483.1.6.2计算各效料液的温度各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变,度仍为64.15 C,即t3 =64.15

29、 C则第出效加热蒸汽的温度（也即第n效料液二次蒸气温度）为T3 =T2 =t3 + &3 =64.15 + 45.8 = 109.95 在此温度下7化潜热r2 -2233.4kJ/kg用公式 A' = fA'a再次对料液温度进行估算:0.0162 273)22a-a2(101.4-100)0.0162 (109.95 273)2233.4=1.49 C不计液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失，故第n效料液的温度为t2 =T22 =109.95+1.49=111.44 C同理'' ._ _T1 =t2：t2 =111.44 21.2 = 132.64 C

30、在此温度下汽化潜热：r1 =2170.0 kJ / kg2. f .0.0162(T1 273).1 二 fa =：a_20.0162 (132.64 273)22170.0(100.8-100) = 0.98。t1 =T1 .1 =132.64 0.98= 133.62C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Z & =9.8 + 21.2 + 45.8 = 76.8 七温度差重新分配后各效温度情况列于下表:表3三效蒸发器各效的温度效次Inm加热蒸汽温度， CTi=143.4T'1=132.64T'2=109.95有效温度

31、差，C士 =9.8At2 =21.2&3 = 45.8料液温度，Ct1=133.62t2=111.44t3=64.153.1.6.3各效的热量衡算T1 =132.64 C1.2170.0 kJ/kgT2 -109.95 Cr2 =2233.4kJ / kgT3 =60.1 Cr3 = 2354.9kJ / kg第l效/ 、D1i10 11WiT+FCp。-1Li1 J,2138.5143.4 -133.62=1父D1+11000 父 3.5 父 2170.02170.0= 0.9855 D1 173.5W2=4_2ti -12+ (Fcp0 Wicpw )-彳 2649.22133.6

32、2 -111.44=1W111000 3.5 4.187W1 | 2233.42233.4=0.9304W1 382.5W2r3L W3 # | F- *(Fcp0 W1cpw W2cpw I32232.4111.44 -64.15 一=1父 IW2 +(1100Qx3.5-4.187W1 -4.187W2 ) 区12354.92354.9= 0.8643W2 -0.08374W1 773.1又因为W1 +W2 +W3 = 9166.7kg/h 联解上面式得W1 -2897.5kg/hW2 = 3078.3kg/hW3 = 3190.9kg/hD1 = 2764.1kg/h与第一次计算结果比较

33、，其相对误差为2897.52914.46-0.005821 - 3078.33070.39=0.002581-3190.93181.73= 0.00288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。其各效溶液无明显变化,不需要重新计算。3.1.6.4蒸发器传热面积的计算Q-D1r-2764.1 2138.5 1 03 3600 =1.642 1 06 W% =9.8 CQi- -rKiAti1.642 1062000 9.8=83.8m2Q2 = W1r尸 28 9 7. 5 2 17 03为600。=16747 10 WN2 =21.2 CQ2k2n21.747 106100

34、0 21.2=82.4 m2Q3 = W2r2 =3078.3 2232.4 1031.909 106 W32 23600N3 =45.8 CS3 =K3At31.909 106500 45.8-83.4 m2S误差为1 - 一 S,minmax82.4=1 = 0.016 < 0.05 ,迭代计算结果合理。83.8平均传热面积为83.8 82.4 83.42= 83.2m3.1.7计算结果表4物料计算的结果效次Inm冷凝器加热蒸汽温度，0c143.4132.64109.9560.1操作压力P'i,kPa273.33146.662020溶液温度（沸点）tjc133.62111.4

35、464.15完成液浓度Xi,%10.917.548烝发量Wi, kg/h2897.53078.33190.9蒸气消耗量D, kg/h2764.1传热面积Si,m283.283.283.2完成液流量kg/h8073.45028.61833.33.1.8蒸发器设备计算和说明3.1.8.1 加热管的选择和管数的初步估计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。加热管的型号选用：4 38x 2.5mm加热管长度选用：2.0m初步估算所需管子数为nsd0 L -0.1=367.0

36、83.2TT3二 38 102.0-0.13.1.8.2 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 50% 。则循环管的总截面积为冗 2，冗 2D1 =0.5n ch44D1 = .05ndi = .0.5 367.0 38-2 2.5 =447.0 mm因为S较大，根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为 。460x 12mm。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，循环管的表面积不计入传热面积中。3.1.8.3加热室的直径以及加热管数目的确

37、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。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不同加热管尺寸的管心距加热管外径d0, mm19253857管心距t, mm25324870由上表查得型号为 （）38 x 2.5mm的管心距为t =48 mmnc =1.1 n=1.1 、367.0 =21.1 c估计加热室的内径Di =tn12b其中，b'-:d1.5do取 b =1.2do =1.2 38-45.6mm所以 Di =tnc-1 2b、48 21.1 -12 45.6-1075.2mm表6壳体的尺寸标准壳体内径， mm4007008

38、00 1000110015001600 200最小壁厚，mm8101214根据估算，及容器的公称直径表，试选用D =1100 mm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1100mm是，获得管数大于估算的管数，满足要求。所以加热室的型号选用：()1000 x 12mm。3.1.8.4分离室直径和高度的确定分离室体积的计算式为：3600 p U其中，U为蒸发体积强度，一般允许值为1.11.5 m3/(m3 s),在此取1.2m3/(m3 s 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7二次蒸气相

39、应密度效次Inm二次蒸气温度Ti,0C132.64109.9560.1二次蒸汽流量Wi, kg/h2897.53078.33190.93二次蒸气密度 p, , kg/m1.61070.82420.1307依据上表数据，分别算出各效分离室数据:V2三V3 =W12897.53600 U3600 1.6107 1.2_3= 0.4164m3078.33600 U 3600 0.8242 1.2=0.8646 m33190.93600 p3U 3600 0.1307 1.2-5.6514m3为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积3V取最大值V =5.6514m 。分离室的高度和直径的确定需考

40、虑的原则:H :D =1 2，取H : D =1.5 H ,1.8 在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同。可得:H =2.55 mD =1.7 m3.1.9辅助设备的选择3.1.9.1 气液分离器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D0 D1 =536.6 mm且 D/D2：D3 =1:1 .52D0,二次蒸汽的管径除沫器外罩管的直径D2 =1.5 D1 =1.5 536.6 = 804.9mm除沫器外壳的直径D3 -2 D1 -2 536.6-1073.2mm除沫器的总高度H =D3 =1073.2 mm除沫器内管顶部

41、与器顶的距离h =0.5 D1=0.5 536.6 = 268.3mm选取 除沫器内管： 帕60 M10mm除沫器外罩管：*850x20mm除沫器外壳：,1220 15mm3.1.9.2 蒸汽冷凝器蒸汽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，在此选用多层多孔板式冷凝器。3.1.9.3 冷却水量Vl冷却水进出口压力为 20 kPa,取冷却水进出口温度为20 rC。由多孔板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m3冷

42、却水可冷却的蒸汽量为 X=53.0kg/mVl理Wv3190.9X - 53.0=60.21m3/hY®= (12L 1.25) WVX取 VL 实=1.25VL 理=1.2560.21=75.26 m3/h3.1.9.4冷凝器的直径D根据进入冷凝器的二次蒸气的体积流量WV = 3190.9kg / h,由流量公式计算冷凝器的直径：二次蒸气流速 u为15.20m/s,此处取u=20m/s。4 Vs43190.9s =0.6572mu .二 3600 0.1307 20故取 D=680mm3.1.9.5淋水板的设计淋水板数：D = 680 mm > 500mm,所以取 n = 7

43、 U 9块，在次取 n = 7块。淋水板间距：当 79 块板时，Ln+=(0.6L 0.7)Ln,L 末之 0.15m化工专业课程设计取 L1 =2.5m根据Ln书=0.65Ln则L2 =0.65L1 =0.65 2.5 = 1.625mL3 =0.65L2 =0.65 1.625 = 1.056 mL4 -0.65L3 =0.65 1.056 = 0.686 mL5 -0.65L4 -0.65 0.686-0.446mL6 =0.65L =0.65 0.446 = 0.290mL7 = 0.65L6 =0.65 0.290 = 0.188m L末 >0.15m则淋水板间距符合条件。弓形

44、淋水板的宽度：最上面一块：B' = (Q8=Q9) D,在止匕取B' = 0.9D=0.9m 680=612 mm其它各块淋水板：B -0.5D 50=0.5 680 50-390mm淋水板堰高：D = 680mm > 500mm;h=50 |_l 70mm,在止匕取 h=60mm,淋水板孔径:冷却水循环使用， d=610mm,在此取d=8 mm淋水板孔数:4=0.95口0.98,取正0.97, 1=0.800.82 取 4=0.81u0 =但/2gh = 0.97父0.81父42M9.81父60M10，=0.85m/sVL实75.263600 7td2u0 3600 M

45、4ji= 489.550.0082 0.85循环管规格460 12 mm28设计尺寸38 2.5 mm2.0 m孔数应取整数，故为490个。考虑到长期操作易堵，则：最上一板孔数 N1 =nM(1+12%)二490 父（1+12%） =548.8 取整为 549 个其他各板孔数为N2 =n* (1+5%) =490父(1+5%) =514.5 取整为515个。表8蒸发器的主要结构尺寸的确定加热管主要结构加热管(无缝钢管)管径规格加热管(无缝钢管)长度化工专业课程设计33加热室内径1100 12mm分离室直径1700mm分离室高度2550 mm表9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

46、除沫器内管的直径除沫器外罩管的直径除沫器外壳的直径560 10mm850 20mm除沫器外壳： 1100 15mm1220 15mm除沫器内管顶部与器顶的距离265 mm表10蒸汽冷凝器主要结构的确定蒸气冷凝器主要结构蒸汽冷凝器类型冷却水量冷凝器白直径D淋水板数淋水板间距L1淋水板间距L2淋水板间距L3淋水板间距L4淋水板间距L5淋水板间距L6淋水板间距L7设计尺寸多层多孔式冷凝器75.26 m3/h680 mm72.5m1.625m1.056m0.686m0.446m0.290m0.188m弓形淋水板最上面一块的宽度612 mm其它弓形淋水板的宽度390 mm淋水板堰高60 mm淋水板孔径8 mm最上一块淋水板孔数549其它各淋水板孔数5153.2换热器设计计算对换热器进行物料衡算和热量衡算得到