化工原理课设-双效蒸发

化工原理课程设计题目稀碱液NaOH的双效外加热式装置的设计班级学号************姓名***指导教师陈少虎 完成日期目录第一部分设计任务书…………*第二部分前言…………………*第三部分符号说明……………(*第四部分流程的确定及说明……………………*第五部分设计计算书………………*(一)设计条件…………*(二)计算过程…………*5.2.1计算各效蒸发量及完成液的浓度……………*5.2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差………*5.2.3估算各效温度差损失…………*5.2.4各效溶液沸点及有效温度差…………………*5.2.5加热蒸汽消耗量及各效蒸发量………………*5.2.6传热面积………*5.2.7重新分配有效温差……………*5.2.8对各种温度差进行重新计算…………………*5.2.9重算加热汽消耗量及各效蒸发量……………*5.2.10重算传热面积…………………*(三)蒸发器的主要结构尺寸…………*5.3.1加热管的选择和管数的初步估计…………*5.3.2蒸发装置的辅助设备及换热器选用………*5.3.3蒸发器各尺寸的确定…………………*5.3.4有关计算说明……………*第六部分设计成果及讨论……………………*第七部分参考文献……………*第一部分设计任务书****************第二部分前言在化工、轻工、食品、医药等工业生产中，有些生产过程中，常遇到由不挥发的溶质和可挥发的溶剂所组成的液体混合物的浓缩问题。其中，采用靠输入热量，使溶液沸腾，把溶剂自混合液中蒸出的过程就叫蒸发，此过程所采用的设备称为蒸发器。化学工业以蒸发水溶液为主。蒸发的本质是沸腾换热，所用设备为蒸发器。其结构特征主要是如何有利沸腾传热过程，如何有利气液分离。汽化过程是溶液受热后，靠近加热面的溶剂分子获得动能胜过分子间的吸引力，逸向液面上的空间，变为自由分子的过程。而汽化生成的蒸汽在逸向空间后不能及时除去时，蒸汽与溶液之间逐渐趋于平衡状态，使汽化不能继续进行。因此，要保证蒸发的进行必须不断供给热能并不断排出生成蒸汽，蒸汽的排出方法一般采用冷凝法。课程设计是综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察实际问题复杂性，学习化工设计基本知识的初次尝试。它不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计，所以，课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。通过课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，行融会贯通的独立思考，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，同时可以使学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、设计过程中我们应提高以下几个方面的能力：（1）熟悉查阅文献资料，搜集有关数据，正确选用公式。（2）在兼顾技术上先进性，可行性，经济上合理性的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常，安全运行所需的检测和计量参数，同时还考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。（3）准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。（4）用精练的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想和计算结果。第三部分符号说明W——蒸发量，kg/h；d——管径，m；F——进料量，kg/h；g——重力加速度，m/s2；x——溶液的质量分数；H——蒸汽的焓，kJ/kg；D——加热蒸汽消耗量，，kg/hS——传热面积，㎡；r——气化热，㎡℃/W；T——蒸汽的温度，℃；L——管道长度，m；K——总传热系数，W/（㎡℃）；D——直径，m；t——溶液的沸点，℃；h——液体的焓，kJ/kg；n——管数；H——高度，m；P——压强，Pa；t——管心距，m；Δ——温度损失，℃；η——热损失系数；ρ——密度，kg/m3；下标：K——冷凝器的；L——热损失的；P——压强的；S——秒的；T——理论的；V——蒸汽的；上标：/——二次蒸汽的；/——因溶液蒸气压下降而引起的；//——因液柱静压强而引起的；///——因流动阻力而引起的； 第四部分流程的确定与说明(一)、蒸发流程图(二)、流程说明在化工、轻工、食品、医药等工业生产中，有些生产过程比如硝酸铵、烧碱、抗生素、制糖及淡水制备等生产中，常遇到由不挥发的溶质和可挥发的溶剂所组成的液体混合物的浓缩问题。其中，采用靠输入热量，使溶液沸腾，把溶剂自混合液中蒸出的过程就叫蒸发。此过程所采用的设备称为蒸发器。蒸发器操作常见流程有：并流、平流和错流。蒸发流程选择的主要依据是：物料的特性，方便操作，经济效益好。本设计用于印染中丝光碱液的回收，将丝光后剩下的稀碱液（浓度为4.5%）浓缩为浓度较高的碱液（浓度为23%）。既使丝光后废液得以重新利用，又可促进环保。主要蒸发工艺流程为：稀NaOH溶液经预热后加入蒸发器中，蒸发器的下部是由许多加热管组成的加热管，在管外用加热蒸汽加热管内的碱液，使沸腾汽化，经浓缩后的碱液（完成液）从蒸发器的底部排出，蒸发室与蒸发器相连，汽化产生的蒸汽在蒸发室及其顶部的除沫器予以分离，为提高效率，多采用可连续的多效操作。本次设计采用双效并流蒸发工艺流程：蒸汽：生蒸汽通入第一效加热室，所得二次蒸汽进入第二效作为加热蒸汽，第二效蒸汽经冷凝器冷却。原料液：原料液从第一效进入，依次经过二效浓缩，从第二效流出得到完成液。二效并流蒸发工艺有利于节省加热蒸汽的消耗量，提高了生蒸汽的利用率，提高了其经济效益，且后效蒸发室的压强比前效低，故溶液在效间的输送可利用蒸发器的压强差和温度差，而不需要用泵运送，操作方便。二效并流蒸发工艺不足之处是各效间随着浓度的提高，溶液温度反而下降，因此随着溶液逐效流向后效，溶液的粘度增加很快，蒸发器的传热系数下降，结果使整个装置的生产能力降低。根据实际情况，综合考虑各方面的因素，本设计采用二效并流蒸发工艺。第五部分设计计算书(一)、设计条件***********(二)、计算过程5.2.1计算各效蒸发量及完成液的浓度(1)总蒸发量W=F（1—xo/x2）=3200×(1—0.05/0.23)=2504.35Kg/h(2)本设计采用并流加料外加热式蒸发器，设W1：W2=1:1.1因为W=W1+W2联立以上两式，解之得W1=1192.55Kg/hW2=1311.80Kg/h所以有x1=Fxo/(F—W1)=3200×0.05/(3200-1193)≈0.0797x2=0.23005.2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差加热蒸汽绝对压强（取P1=5kgf/cm2表压）P1=表压强+大气压强=591.68KPa冷凝器绝对压强Pk=大气压强—真空度=10.66KPa△P=（P1—Pk）/n=（591.68—10.66）/2=290.17KPa第一效二次蒸汽压强P1/=P1—△P=591.68—290.17=301.51KPa由附录五查出301.51KPa下饱和蒸汽的参数为T1/=133.47℃r1/=2167.62KJ/Kg已知冷凝器中绝对压强Pk=10.66KPa,从附录五查出相应温度Tk=46.38℃设因流动阻力而损失的温度差为1℃，故第2效二次蒸汽温度T2/=47.38℃由附录表九查出相应的参数为P2/=10.9KPar2/≈2384.02KJ/Kg5.2.3估算各效温度差损失(1)因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失根据各效二次蒸汽温度Ti(即相同压强下水的沸点)和各效完成液浓度xi,由姚玉英主编《化工原理》上册第296页，NaOH水溶液的杜林线图,只考虑蒸汽温度Ti/影响的溶液查得第1、2效的沸点分别为136℃和54.9℃故因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失为△1/=136—133.47=2.53℃△2/=54.9—47.38=7.52℃∑△/=2.53+9.52=10.05℃（2）因液柱静压强而引起的温度差损失估计管高2m，设蒸发器内液面的高度为2m，那么，有Pm1=P/1+(ρgl/2)1=301.51+(1050×9.81×1.2)/(2×1000)=307.69KPaPm2=P2/+(ρgl/2)2=10.9+(1250×9.81×1.2)/(2×1000)=18.26KPa（其中，1050、1250分别来自单位换算的数据）根据以上压强数据查附录五得各效液柱中部温度分别为tm1=134.15℃tm2=57.8℃则因液柱静压强而引起的温度差损失为：△1//=tm1—T1/=134.15—133.47=0.68℃△2//=tm2—T2/=57.8—47.38=10.42℃∑△//=0.68+10.42=11.1℃（3）因流动阻力而引起的温度差损失：取效间蒸汽因流动阻力而降低1℃，故有∑△///=2×1=2℃故蒸发装置总温度差损失为∑△=∑△/+∑△//+∑△///=10.05+11.1+2=23.16℃5.2.4各效溶液沸点及有效温度差各效溶液沸点分别为t1=T1/+△1/+△1/=133.47+2.53+0.68=136.88℃t2=T2/+△2/+△2//=47.38+7.52+10.42=65.32℃加热蒸汽压强为591KPa，从附录五查出相应参数为T1=158.12℃r1=2092.94KJ/Kg第二效加热蒸汽温度为T2=T1/—1℃=133.47℃—1℃=132.47℃从附录五(3)查出与132.47℃相对应的汽化热r2=2170.45KJ/Kg各效温差分别为△t1=T1—t1=158.12—136.88=21.44℃△t2=T2—t2=132.47—65.32=67.15℃那么，总有效温度差为∑△t=△t1+△t2=21.44+67.15=88.59℃将前述数据列表如下：效数项目12加热蒸汽压强P（KPa）591——温度T（℃）158.12132.47汽化热r（KJ/Kg）2092.942170.45二次蒸汽压强P/（KPa）301.5110.66温度T/（℃）133.4747.38汽化热r/（KJ/Kg）2167.622384.02温度差损失△/（℃）2.537.52△//（℃）0.6810.42△///（℃）11溶液沸点t（℃）136.8865.32有效温度差△t（℃）21.4467.15总有效温度差∑△t（℃）88.595.2.5加热蒸汽消耗量及各效蒸发量第一效：W1=η1r1D1/r1/第二效：W2=W—W1=η2[W1r2/r2/+（FCpo—CpwW1）（t1—t2）/r2/]其中η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9592η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8748所以2504.35—W1=0.8748[2170.45W1/2384.02+（3200×3.978—4.187W1）（136.88—65.32）/2384.02]解得W1=1286.72Kg/h;W2=1217.60Kg/h;D1=1391.05Kg/h从而D/W=0.834~0.922在此本应验算由焓衡算求得Wi与初设值间的相对误差，但根据经验知第一次计算结果往往不符合要求，故暂不验算。先计算传热面积，若算出的传热面积不相等，应再重新调节各效有效温度差，为第二次重复计算作准备。5.2.6传热面积S1=Q1/（K1△t1）=D1r1/（K1△t1）=[1391.05×2092.94×1000×/（3600×2200×21.44）=17.145m2S2=Q2/（K2△t2）=W1r2/（K2△t2）=（1286.72×2170.45×1000）/（3600×1600×67.15）=7.22m2(说明：2200，1600分别取自设计任务书中的各效传热系数)相对偏差：εs=1—Smin/Smax=1—7.22/17.145=57.8%＞＞3%显然，相对偏差较大，需重新计算。5.2.7重新分配有效温差S=(S1△t1+S2△t2)/∑△=(21.44×17.145+67.15×7.22)/88.59=9.62m2△t1/=S1△t1/S=21.44×17.145/9.62=38.21℃△t2/=S2△t2/S=67.15×7.22/9.62=50.40℃5.2.8对各种温度差进行重新计算因冷凝器的压强及完成液的浓度没用变化，故第二效蒸汽的参数及溶液沸点均无变化。第二效加热蒸汽的温度：T2=t2+△t2/=65.32+50.40=115.72℃第一效二次蒸汽温度:T1/=T2+△1///=115.72+1=116.72℃查附录九与116.72℃相对应的蒸汽参数为P1/=180KPar1/=2214.3KJ/Kg第一效完成液的浓度x1=3200×0.05/(3200—1286.72)=0.0836x2=0.2300姚玉英主编《化工原理》上册第296页，NaOH水溶液的杜林线图查出当T1/=116.72℃，x1=0.0836时，仅考虑蒸汽压影响的溶液的沸点为120℃，故温度差损失为△1/=120-116.72=3.28℃∑△1/=3.28+7.52=10.80℃第一效液柱中部压强Pm1=P1/+(ρgl/2)1=180+1050×9.81×1.2/（2×1000）=186.18KPa查附录十得液柱中部温度tm1=117.71℃则△1//=117.71—116.72=0.99℃∑△2/=0.99+10.42=11.41℃∑△t=∑△1/+∑△1//+∑△1///=10.80+11.41+2=24.21℃所以总有效温度差为:∑△t=T1-TK-∑△=158.12-46.38-24.21=87.53℃∑△t与前面去∑△/为88.61℃相差不大.将新设定的数据列表如下：项目 效数12加热蒸汽压强P（KPa）591.68——汽化热r（KJ/Kg）2092.942170.45温度T（℃）158.12115.72二次蒸汽压强P/（KPa）18010.66汽化热r/（KJ/Kg）2214.32384.02温度T/（℃）116.7247.38温度差损失△/（℃）3.287.52△//（℃）0.9970.42△///（℃）11溶液沸点t（℃）136.8865.32有效温差△t（℃）38.2150.40总有效温差∑△t（℃）87.535.2.9重算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量W1=η1r1D1(1-5%)/r1/W2=W—W1=η2[W1r2/r2/+（FCpo—CpwW1）（t1—t2）/r2/]其中η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9565η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8775故2504.35—W1=0.8775[2170.45W1/2384.02+（3200×3.978—4.187W1）]×（136.88-65.32）/2384.02解得W1=1268.43Kg/hW2=1235.92Kg/hD1=1403.13Kg/h从而D/W=1.10~1.245.2.10重算传热面积S1=Q1/K1△t1=D1r1/（K1△t1）=1403.13×2092.94×1000/（3600×2200×38.21）=9.704m2S2=Q2/K2△t2=W1r2/K2△t2=1268.43×2170.45×1000/（3600×1500×50.40）=9.48m2εs=1—Smin/Smax=1—9.48/9.704=2.3%﹤3%面积的相对误差小于3%，取传热面积为9.48m2为了安全起见：S=1.2×9.48=11.376m2取传热面积为11.376m2。(三)、蒸发器的主要结构尺寸5.3.1加热管的选择和管数的初步估计中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸取决于前面工艺计算结果，主要是传热面积。由开始的计算结果有：（1）加热管的选择和管数的初步估计由溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素考虑，因此本设计选用Ø25×2.5mm，长2.0m的加热管。初步设计所需的管子数A为n/=S／∏d0（L-0.1）S———蒸发器的传热面积，由前述工艺计算决定d0———加热管外径L———加热管长度（说明：因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算管子数A时的管长应取（L-0.1）m）代入数据，得n/=11.376/（3.14×0.025×1.9）≈73由溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素考虑，查附录十三可得：因此本设计选用Ø25×2.5mm，初步设计所需的：公称直径DN=400mm中心排管数为9公称压力PN=1.0MPa管程流通面积为0.0308m2管程数N=1计算换热面积为11.376m2管子根数n=91根换热管长L=2.0m，（说明：因加热管固定在管板上，需考虑管板厚度所占据的传热面积）（2）循环管的选择循环管截面积可取加热管总截面积的40%～100%，本设计取80%。加热管的总截面积可按n/计算，循环管内径以D1表示，则80%n/∏di2/4=0.8×（0.025）2×∏/4×73=0.0196即D1=0.196m取219×10mm的循环管规格。（3）分离室直径和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气的体积流量及蒸发体积强度有关。因分离室的高度一般不小于1.8m，取分离室高度为2.0m,由附录十查得20KPa时，蒸汽密度为0.13068，所以二次蒸汽的体积流量为Vs=5.323m3/（m2﹒s）由于（∏/4）D2H=V，故分离室直径为D=1.51m所以分离室直径为1.51m.5.3.2蒸发装置的辅助设备蒸发器的辅助装置主要包括除沫器、冷凝器和形成真空的装置，各种辅助装置简述如下：(1)除沫器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽然在分离室中进行了分离，但是为了防止损失有用的产品或污染冷凝液体，还需要设法减少夹带的液沫，因此在蒸汽出口附近设置除沫装置。(2)冷凝器和真空装置在蒸发操作中，当二次蒸汽为有价值的产品而需要回收，或会严重污染冷却水时，应采用间壁式冷凝器；否则采用汽、液直接接触的混合式冷凝器。当蒸发器采用减压操作时，无论用那种冷凝器，均需要在冷凝器后安装真空装置，不断地抽出冷凝液中的不凝性气体，以维持蒸发操作所需要的真空度。常用的真空装置有喷射泵、往复式真空泵及水环式真空泵等。(3)有关计算1冷却水温度(设出口温度为tk=50℃)VL=W3(h-Cw·tk)/Cw(tk-tw)=2504.35(2670.8-4.187×50)/4.187(50-20)=49075.17kg/h2冷凝器的直径D取二次蒸汽流速u为15m/s则D=(4Vs/u∏)1/2=0.265m取冷凝器的直径为0.300m3淋水板设计=1\*GB3①∵D＜500mm∴板数取5块=2\*GB3②层型淋水板厚度最上面B´=0.80D=0.240m其它B=0.5D+0.05=0.165m=3\*GB3③板高∵D＜500mm∴取h=40mm=4\*GB3④孔径取d=5mm=5\*GB3⑤淋水流速μ0=ηф(2gh)1/2其中,η为淋水孔阻力系数η=0.95～0.98ф为水流收缩率ф=0.8～0.82μ0=0.95×0.82×（2×9.81×0.04）1/2=0.69m/s孔数n=4VL/（3600πd2μ0）=2.69×104考虑到长期操作的影响：最上层板的孔数为1.1n=2.96×104其它板层的孔数为1.05n=2.82×104=7\*GB3⑦板间距离∵D＜500mm∴Ln+1=0.6LnL5=0.56L4=0.93L3=1.54L2=2.57L1=4.29L0=0.2(单位：m)5.3.3蒸发器各尺寸的确定（1）传热面积（安全面积）14.6m2（