NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计

ForpaueonsuydresachnofrcmrcauseeForpaueonsuydresachnofrcmrcausee化工原理课程设计《蒸发》单元操作设计任务书班级姓名一、设计题目：NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计二、设计任务及操作条件1、处理能力：15000kg/hNaOH水溶液2、物料条件NaOH水溶液的原料液（初始）浓度：X0=12%(w)；浓缩（完成）液浓度：Xn=38%(w)；加料温度：沸点。（原料液温度为第一效沸点温度）3、操作条件加热蒸汽压强：500kPa冷凝器压强：16kPa各效蒸发器的总传热系数：K1=1600W/（m2·℃)，K2=1000W/（m2·℃)，K3=600W/（m2·℃)。各效加热蒸汽的冷凝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。各效蒸发器中料液液面高度为： 1.5m。每年按300天计，每天24小时连续运行。厂址：宁波地区。三、设备型式蒸发器： 中央循环管式蒸汽冷凝器：水喷射式冷凝器四、设计项目(说明书格式)1、封面、任务书、目录。2、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。3、蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。4、蒸发器的主要结构尺寸设计。5、主要辅助设备选型：物料泵、蒸汽冷凝器及气液分离器（除沫器）等选型。6、绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。7、对本设计进行评述。8、参考文献成绩评定 指导教师目录1设计方案简介..........................................01.1设计方案论证.............................................01.2蒸发器简介...............................................02设计任务..............................................22.1估算各效蒸发量和完成液浓度...............................22.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差.........................22.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失..........................32.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）................32.2.3由流动阻力而引起的温度差损失................................42.2.4各效料液的温度和有效总温差..................................42.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算...................52.4蒸发器传热面积的估算.....................................62.5有效温差的再分配..........................................62.6重复上述计算步骤.........................................72.6.1计算各效料液浓度............................................72.6.2计算各效料液的温度..........................................72.6.3各效的热量衡算..............................................82.6.4蒸发器传热面积的计算........................................92.7计算结果列表............................................103蒸发器的主要结构尺寸的计算...........................113.1加热管的选择和管数的初步估算............................113.2循环管的选择............................................113.3加热室直径及加热管数目的确定............................113.4分离室直径和高度的确定..................................113.5接管尺寸的确定..........................................123.5.1热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs为流体的体积流量.........123.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量.........123.5.3冷凝水出口.................................................124蒸发装置的辅助设备的选用计算.........................144.1气液分离器..............................................144.1.1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防止污染冷凝液体。..................................................144.1.2分离器的选型...............................................144.2 蒸汽冷凝器的选型设计 .................................... 144.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表.........144.2.2蒸汽冷凝器的选型...........................................154.3泵的选择................................................165评述.................................................185.1可靠性分析..............................................185.2个人感想................................................186参考文献.............................................19设计方案简介1.1 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：①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④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。1.2 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40%~100%。加热管长一般为1~2m，直径25~75mm，长径比为20~40。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。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图 4-15所示。设计任务2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度x0.12总蒸发量WF101000017000kg/hx30.40因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设W1:W2:W31.0:1.1:1.2WW1W2W33.3W1W170002121.2kg/h3.3W21.12121.22333.3kg/hW31.21818.22181.8kg/hx1Fx0100000.120.1523FW1100002121.2x2Fx0100000.120.2164FW1W2100002121.22333.3x30.402.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差P1 520kPaPk' 18kPa设各效间压力降相等，则总压力差为PP1P'52018502kPaK各效间的平均压力差为P502167.3kPaPi33由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P1' P1 Pi 520 167.3 352.7kPaP2' P1 2Pi 520 2 167.3 185.4kPaP3' Pk' 18kPa由各效的二次蒸气压力，从手册中查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中；表1-1各效二次蒸汽物化数据效数ⅠⅡⅢ二次蒸气压力pi，kPa352.7185.418二次蒸气温度Ti，℃138.9118.157.0（即下一效加热蒸汽的温度）二次蒸气的气化潜热ri，kJ/kg2214.02358.32148.1(即下一效加热蒸汽的气化潜热 )2.2.1 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失根据各效二次蒸气温度（也即相同压力下的沸点）和各效完成液的浓度

xi

，由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点

tAi分别为tA1=148℃tA2=132℃tA3=84℃则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失1

tA1

T1'

148.0

138.9

9.12℃2

tA2

T2'

132 118.1

13.9℃3

tA3

T3'

84.0 57

27℃所以9.12 13.9 27 50.02oC2.2.2 由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）查手册得各效温度、浓度下的 NaOH密度，为简便计，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度， ρ1=1170kg/m3，ρ2=1240kg/m3，ρ3=1430kg/m3。则根据流体静力学方程，液层的平均压力为pmp'gL2所以pm1P11gL11709.811.5361.3kPa352.721032000pm22gL12409.811.5P2185.42103194.5kPa2000pm33gL14309.811.528.5kPaP31810320002由平均压力可查得对应的饱和温度为Tpm1=140℃，Tpm2=119.3℃，Tpm3=67.9℃[1]所以1TPm1T1140138.91.12℃2TPm2T211.9311.811.2℃3TPT367.95710.9℃m31.121.210.913.22℃2.2.3 由流动阻力而引起的温度差损失取经验值1oC，即 1 2 3 1oC，则 3oC故蒸发装置的总的温度差损失为50.2 13.22 3 66.24℃2.2.4 各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸气压力pi及温度差损失i，即可由下式估算各效料液的温度ti，tiTi'i1 1 1 12 2 2 23 3 3 3

9.12 1.12 1 11.24℃13.9 1.2 1 16.1℃27 10.9 1 38.9℃各效料液的温度为t1T11t2T22t3T33

138.911.24150.12℃118.116.1134.2℃57 38.9 95.9℃有效总温度差TsTK'由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为 153.3℃[1]、汽化潜热为2103.9kJ/kg[1]，所以tTT'153.35766.2430.06℃sK2.3 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W1r1t0t11D1Fcpor1'r1'对于沸点进料，t0=t1，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为0.980.7xi式中xi为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。10.980.7x10.980.70.15230.120.9574所以W11D1r10.9574D12103.90.9377D1(a)r1'2148.1第Ⅱ效的热量衡算式为W22W1r2FcpoW1cpwt1t2r2'r2'20.980.7x20.980.70.21640.15230.9351W20.9351W12148.1100003.77W14.187152.12134.20.8745W1253.4922142214(b)对于第Ⅲ效，同理可得W33W2r3FcpoW1cpwW2cpwt2t3r3'r3'30.980.7x30.980.70.40.21640.8515W30.8515W22214100003.77W14.187W24.187134.295.92358.32358.30.7417W20.05792W1521.51(c)又W1W2W37000(d)联解式(a)至式(d)，可得W12219kg/hW22194kg/hW32020.3kg/hD12366.5kg/h2.4 蒸发器传热面积的估算SiQiKitiQ1D1r12366.52103.9103/36001.383106Wt1T1t1153.3150.123.18℃S1Q11.383106271.8m2K1t116003.18Q2W1r1'22192148.1103/36001.324106Wt2T2t2T1't2138.9134.24.68℃S2Q21.32410669.23m2K2t210004.68Q3W2r2'21942214103/36001.35106Wt3T3t3T2't3116.686.829.8℃S3Q31.35106101.4m2K3t360022.2误差为1 Smin 1 69.23 0.745，误差较大，应调整各效的有效温差，重Smax 271.8复上述计算过程。2.5有效温差的再分配SS1t1S2t2S3t3271.83.1869.234.68101.422.2114.42m2ti3.184.6822.2重新分配有效温度差得，t1'S1t1271.83.187.55℃S114.42'S2t269.234.682.83℃t2S114.42'S3t3101.422.219.67℃t3S114.422.6 重复上述计算步骤2.6.1 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x1Fx0100000.12FW1100000.1542219x2Fx0100000.12FW10.2148W21000022192194x30.3362.6.2 计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，末效溶液的温度仍为 95.9℃，即t3=95.9℃

各种温度差损失可视为恒定，故则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效二次蒸气温度）为T3

T2

t3

t3'

95.9 19.67

115.57℃由第Ⅱ效二次蒸气的温度

T2

115.57℃及第Ⅱ效料液的浓度

x2

0.2148查杜林线图得第Ⅱ效溶液的沸点为 tA2 126℃。由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变。故第Ⅱ效料液的温度为t2tA2221261.21.0128.2℃同理T2T1t2t2128.22.83131.03℃由T1136.9℃及第Ⅰ效料液的浓度x10.169查杜林线图，得第Ⅰ效溶液的沸点为143.8℃。则第Ⅰ效料液的温度为t1tA111143.81.121.0145.92℃第一效料液的温度也可由下式计算t1T1t1153.37.5145.75℃说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，故有效总温度差不变，即t30.06℃温度差重新分配后各效温度情况列于下表：效次ⅠⅡⅢ加热蒸汽温度，℃T1153.3T1131.03T2115.57有效温度差，℃t17.55t22.83t395.9料液温度（沸点），℃t1145.92t2128.2t395.92.6.3 各效的热量衡算T1T2131.03℃r12171.08kJ/kgT2T3115.57℃r12214.9kJ/kgT357℃r12365.8kJ/kg第Ⅰ效10.980.7x10.980.70.1540.120.9562W11D1r10.9562D12103.9r1'0.9266D12171.08第Ⅱ效W22W1r2FcpoW1cpwt1t2r2'r2'20.980.7x20.980.70.21480.1540.9374W20.9374W12171.8100003.77W14.187145.92128.20.88751W1282.722214.92214.9第Ⅲ效W33W2r3FcpoW1cpwW2cpwt2t3r3'r3'30.980.7x30.980.70.3360.21480.8951W30.8951W22214.9100003.77W14.187W24.187128.295.92365.82365.80.7869W2 0.0510W1 460.67又W1W2W37000联立解得W12385.39kg/hW22399.75kg/hW32215.35kg/hD12574.35kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为2219.41 0.0492385.422941 0.0442399.82220.31 0.00222215.35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。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。2.6.4 蒸发器传热面积的计算Q1D1r12574.352103.9103/36001.504106Wt17.55℃S1Q11.211106120.35m2K1t116007.55Q2W1r1'2385.392171.08103/36001.439106Wt22.83℃S2Q21.439106126.4m2K2t210009.83Q3W2r2'2399.752214.9103/36001.476106Wt319.67℃S3Q31.476106125m2K3t360019.67误差为Smin1120.350.0470.05，迭代计算结果合理，取平均传热1126.4Smax面积S78.9m2。2.7 计算结果列表效数ⅠⅡⅢ冷凝器加热蒸汽温度Ti,oC153.3131.03115.5757操作压力Pi,kPa352.7185.41818溶液温度（沸点）ti,oC145.92128.295.9完成液浓度xi,%15.421.4833.6蒸发量Wi,kg/h2385.392399.972215.35蒸汽消耗量D,kg/h2574.35传热面积Si,m2123.95123.95123.95蒸发器的主要结构尺寸的计算3.1 加热管的选择和管数的初步估算所需管子数n=

Sd0(L 0.1)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=57mmn123.95364.49365根0.057(23.140.1)3.2 循环管的选择有经验公式循环管内径Di=(0.4-0.1)ndi因为S较大，取Di= 0.4n'di取Di=0.604m3.3 加热室直径及加热管数目的确定按正三角形排列，管束中心在线管数n 1.1 365=21.01=22根加热室内径 Di=t(nc-1)+2b其中t为管心距，取0.07m,b=1d0Di=0.07×(22-1)+2×1×0.057=1.584m,取Di=1584mm3.4 分离室直径和高度的确定分类室的体积V=

W3600U其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量， ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度，3，U为蒸气体积强度，一般允许值为1.1—1.5m3（3·）取kg/m/msW=W3=2215.35kg/h，ρ=0.240kg/m13U=1.1m3/(m3·s)。所以V=4.512分离室高度H与直径D的关系：V= D2H, D=Di=1584mm4求出H=2.29m3.5 接管尺寸的确定3.5.1 热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中 Vs为流体的体积流量4Vs流体进出口的内径按d=计算u因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs=2215.35/36004.963m3/s0.124取u的流速为25m/s，d=4.96340.502925取管为53015则实际流速为u=44.96325.29m/s3.140.523.5.2 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs=10000/36000.00237m3/s1170因为其流动为强制流动，u=0.8--15m/s,所以取u=3m/s则有42.371030.00237m，取管为382.5d=3.143则实际流速为u=40.002372.77m/s3.140.03323.5.3 冷凝水出口其中Vs为流体的体积流量W32215.35/36006.1661043/sVs==m998按自然流动的液体计算， u=0.08—0.15m/s,取u=0.12m/s，则计算出4 6.166 104d= 0.089m3.14 0.1取管 108 9 ，实际流体流速为u=46.1661040.097m/s3.140.092蒸发装置的辅助设备的选用计算4.1 气液分离器4.1.1 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防止污染冷凝液体。其性能参数如表表0-1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>50μm

196～588KPa

85～90

％

常压

12～25m/s减压>25m/s4.1.2 分离器的选型由D0 D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D-3H=（0.4～0.5）D1其中D0－二次蒸汽的管径，mD1－除沫器内管的直径，mD2－除沫器外管的直径，mD3－除沫器外壳的直径，mH－除沫器的总高度，mH－除沫器的内管顶部与器顶的距离， m所以

D1=D0=0.53m

D2=0.795m

D3=1.06mH=D3=1.06m

h=0.5D1=0.265m4.2 蒸汽冷凝器的选型设计4.2.1 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表表0-2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

1067～2000Pa

大小均可

较简单

较大4.2.2 蒸汽冷凝器的选型1.冷却水量的确定查多孔板冷凝器的性能曲线得 18kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度2215.3541.820℃,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=53m3/h与实际数据比，VL偏小，故应取VL’=1.25，VL=52.25m3/h2.冷凝器的直径取二次蒸汽的流速u=15m/s则D=4Wv42215.35/36003.14150.649m0.1243.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L7=0.15m.依次计算出：L70.15L60.210.70.7L60.21L50.300.70.7L50.3L40.430.70.7L40.43L30.610.70.7L30.61L20.870.70.7L20.87L11.240,70.7L11.24L01.770.70.7弓型淋水板的宽度 B‘=0.8D=0.8649=519×.2mmB=0.5D+50=0.5×649+50=374.5mm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= 2gh其中 η-淋水孔的阻力系数，η=0.95～0.98-水孔收缩系数，Ψ=0.80～0.82h-淋水板堰高,m取η=0.98=0.82计算u0×29.810.050.80m/s=0.980.82孔数n=V252.254361个236003.140.80.00823600u0d4考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×361=414个，其它各板孔数应加大 5%，即1.05n=1.05×361=379个淋水孔采用正三角形排列。4.3 泵的选择真空泵真空度为0.7atm, 真空泵排气量V Va Vb Vc Vd VeVa ---真空系统渗透空气量;Vb---蒸发过程中料液释放的不凝性气体量 ,常可以忽略;Vc---每小时冷却水能释放的空气量 ;Vd---蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值 ;Ve---不凝性气体机械夹带的生蒸汽量 ,常忽略;Va=0.45kg/h ；Vb=0Vc=2.5102VL2.510222.610.565kg/hVd=A(Va+Vb+Vc)=1.01(0.45+0+0.565)=1.015kg/hVe=0V=Va+Vb+Vc+Vd+Ve=.0.4500.5651.01502.03kg/h根据排气量和所抽气体基本上是空气的前提条件,选用水喷射泵11/2BA-6系列功率极限真空度材料最大吸气量1.5KW600mmHgA3钢7.4kg/h离心泵3q=F/ρ=10000/998.2=10.01m/h查IS型单级单吸离心泵性能表：选型号：IS50-32-125流量：12.5m3/h电机功率：2.2Kw

扬程20m效率60%

转数：2900r/min必须汽蚀余量：

轴功率：1.13Kw2.0m评述5.1 可靠性分析计算过程中有计算误差或者人为误差，没有多次验算，而且有些设备的选择不是很准确，所以最后结果可靠性不是很强。5.2 个人感想经历了一个星期的设计与计算，本次化工原理课程设计也将告于段落，在这十几天的时间里收获了许多，是在平时的学习当中所感受不到的。原本课程设计在想象中是一件很容易的事情，但是现在心里绝对不是这种想法了。理解了设计人员的不易，每一个数据的确定都要有它自己的依据，不能凭空捏造，更要明白每个数据存在的意义。更是自己对上学期的化工原理的应用，让我明白了化工原理的重要性，以及开设这门课程的意义，它是我们化工生产中不可缺少的一部分，假如生产时人，那它就是人脚下的路。想要走好这