化工原理課設 蒸發(fā)器設計

1、目 錄1. 設計任務（4）2. 設計方案簡介（5）3. 三效并流蒸發(fā)設計計算（6）4. 蒸發(fā)器的主要結(jié)構尺寸的計算（16）5. 蒸發(fā)裝置的輔助設備的選用計算（19）6. 三效蒸發(fā)器結(jié)構尺寸確定（21)7. 附圖 （24)8. 參考文獻（25）9. 后記（26）10CAD圖（27）1.設計任務1.1設計條件 （1）處理能力 年產(chǎn)95000 噸NaOH水溶液 （2）設備形式 中央循環(huán)式管式蒸發(fā)器 （3）操作條件NaOH水溶液的原料濃度為12，完成液體濃度為30，原料液溫度為第一效沸點溫度。加熱汽壓力為500Kpa（絕熱），冷凝器的絕壓為20Kpa（絕熱）。各效蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù)分別為 K1=180

2、0 W/（m2*0C） K2=1200 W/（m2*0C） K3=600 W/（m2*0C）原料液的比熱容為3.77KJ /（Kg/0C），在三效中液體的平均密度分別為1120Kg/m3 、1290 Kg/m3 、1460 Kg/m3。蒸發(fā)器中溶液的液面高度為1.2m。各效加熱蒸發(fā)汽的冷凝液在飽和溫度下排出，忽略熱損失。每年按照300天計，每天24小時廠址：天津地區(qū)1.2附加說明 （1）設計方案簡介：對確定的工藝流程及蒸發(fā)器型式進行簡要論述 （2）蒸發(fā)器的工藝計算：確定蒸發(fā)器的傳熱面積 （3）蒸發(fā)器的主要結(jié)構尺寸設計 （4）主要輔助設備選型，包括氣液分離器及蒸汽冷凝器等。 （5）繪制NaOH水

3、溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置的設備工藝簡圖 （6）對本設計進行評述2.設計方案簡介 2.1 設計方案論證多效蒸發(fā)的目的是：通過蒸發(fā)過程中的二次蒸汽再利用，以節(jié)約蒸汽的消耗，從而提高蒸發(fā)裝置的經(jīng)濟性。目前根據(jù)加熱蒸汽和料液流向的不同，多效蒸發(fā)的操作流程可以分為平流、逆流、并流和錯流等流程。本設計根據(jù)任務和操作條件的實際需要，采用了并流式的工藝流程。下面就此流程作一簡要介紹。并流流程也稱順流加料流程（如圖1），料液與蒸汽在效間同向流動。因各效間有較大的壓力差，液料自動從前效流到后效，不需輸料泵；前效的溫度高于后效，料液從前效進入后效呈過熱狀態(tài)，過料時有閃蒸出現(xiàn)。此流程有下面幾點優(yōu)點：各效間壓力差大，可

4、省去輸料泵；有自蒸發(fā)產(chǎn)生，在各效間不必設預熱管；由于輔助設備少，裝置緊湊，管路短，因而溫度損失小；裝置操作簡便，工藝條件穩(wěn)定，設備維修工作減少。同樣也存在著缺點：由于后效溫度低、濃度大，因而料液的黏度增加很大，降低了傳熱系數(shù)。因此，本流程只適應于黏度不大的料液。2. 蒸發(fā)器簡介隨著工業(yè)蒸發(fā)技術的發(fā)展，蒸發(fā)設備的結(jié)構與型式亦不斷改進與創(chuàng)新，其種類繁多，結(jié)構各異。根據(jù)溶液在蒸發(fā)中流動情況大致可分為循環(huán)型和單程型兩類。循環(huán)型蒸發(fā)器可分為循環(huán)式、懸筐式、外熱式、列文式及強制循環(huán)式等；單程蒸發(fā)器包括升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。還可以按膜式和非膜式給蒸發(fā)器分類。工業(yè)上使用的蒸發(fā)設備約六十余種，其中

5、最主要的型式僅十余種。本設計采用了中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，下面就其結(jié)構及特點作簡要介紹。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器（如圖2）又稱標準蒸發(fā)器。其加熱室由一垂直的加熱管束（沸騰管束）構成，管束中央有一根直徑較大的管子叫做中央循環(huán)管，其截面積一般為加熱管束截面積的40100。加熱管長一般為12m，直徑2575mm，長徑比為2040。其結(jié)構緊湊、制造方便、操作可靠，是大型工業(yè)生產(chǎn)中使用廣泛且歷史長久的一種蒸發(fā)器。至今在化工、輕工等行業(yè)中廣泛被采用。但由于結(jié)構上的限制，其循環(huán)速度較低（一般在0.5m/s以下）；管內(nèi)溶液組成始終接近完成液的組成，因而溶液的沸點高、有效溫差小；設備的清洗和檢修不夠方便。其適用于結(jié)垢不嚴

6、重、有少量結(jié)晶析出和腐蝕性較小的溶液。3.三效并流蒸發(fā)設計計算3.1估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度Fx0=（F-W）x3（1）其中 F每小時的進料量，Kg/hW每小時的水份蒸發(fā)總量，Kg/h WF（1）×（1）7916.7Kg/h因并流加料，存在著自蒸發(fā)，又蒸發(fā)中無額外蒸氣引出，可取W1：W2：W31: 1.1: 1.2因為W= W1+ W2 + W3 計算出各效的蒸發(fā)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 計算出各效的濃度x1= = 0.

7、1467x2= 0.1941x3=0.30.估計各效液的沸點和有效總溫差設各效間壓力降相等，則總壓力差為 kPa各效間的平均壓力差為pi=160 kPa由各效壓力差可求得各效蒸發(fā)室的壓力，即 =P1-Pi = 500 160 =340 kPa = P1- 2Pi =500-2×160=180 kPa= =20 kPa表1 有關資料列表效數(shù)二次蒸氣壓力, kPa34018020二次蒸氣溫度Ti，(即下一效加熱蒸汽溫度)137.7116.660.1二次蒸氣的氣化潛熱ri，KJ/Kg(即下一效加熱蒸氣的氫化熱)215522142355.求各效因溶液沸點而引起的溫度損失 根據(jù)各效二次蒸氣溫度

8、和各完成液濃度xi，由NaOH水溶液杜林線圖可得各效NaOH的沸點tAi分別為tA1= 143 tA2 = 125 tA2 = 78 則各效由于溶液沸點比水的沸點升高而引起的溫差損失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 .求由于液柱靜壓力而引起的溫度損失為方便起見，以液層中點處壓力和沸點代表整個液層的平均壓力和平均溫度，根據(jù)流體靜力學方程，液層的平均壓力Pav = Pi + （其中l(wèi)為液面高度，m）（3）所以 Pav1 = P1+ =340 + =346.6 kP

9、a Pav2 = P2+ =180 + =187.6 kPa Pav3 = P3+ = 20 + = 28.6 kPa由平均壓力查得對應飽和溫度為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.由流動阻力引起的溫差損失 取經(jīng)驗值1，即1=2=3 =1 ，則=3綜合(1)(2)(3)步

10、得總溫度損失=+ + =31.6 + 10.1 + 3= 44.7.各效料液的溫度和有效總溫差各效溫度損失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各效料液的溫度為 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)-由手冊查得500kPa飽和汽溫度為151.7，氣化潛熱為2

11、113KJ/Kg,所以= (Ts-Tk)-i= 151.7-60.1- 44.7 =46.93. 加熱蒸氣消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算 由熱量衡算式Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)+Wi+（4）在(4)式，其中Di一第i效加熱蒸氣量,Kg/hri第i效加熱蒸汽的汽化潛熱,K/Kg-第i效二次蒸汽的汽化潛熱, K/Kgcp0 原料液的比熱容,K/(Kg/)cpw水的比熱容, K/(Kg/)ti,ti-1分別為地i效和第i-1效溶液的溫度(沸點), 熱損失量,K由(4)式兩邊同時除以得: Wi=Diri/ +(Fcp0-W1cpw-W2cpw

12、-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /（5）由式(5)去掉- /,乘以熱利用系數(shù)i，表示上式得:Wi=iDiri/ +( Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /對于沸點進料t­0=t1,考慮到NaOH溶液濃度濃縮熱影響，熱利用系數(shù)算式為其中為第i效蒸發(fā)器中液料溶質(zhì)質(zhì)量分數(shù)的變化. 第效熱衡算式為W1=1(+)= (a) 第效熱衡算式為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)聯(lián)解式(a)至(d),可得W1

13、=2597.8Kg/h W2=2637.2Kg/hW­3­=2681.7 Kg/h D1=2756.0Kg/h .蒸發(fā)器傳熱面積估算 , 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誤差，誤差較大，應調(diào)整各效有效溫差，使三個蒸發(fā)器的傳熱面積盡量相等。.

14、有效溫差的再分配取平均面積 m2若使各值保持不變則有tiiti其中ti是各效經(jīng)過有效溫差再分配后的溫差t1= 8.6t2=12.4t3=25.9.重復上述步驟. 計算各效料液的質(zhì)量分數(shù) X1= =0.149 X2= =0.199 X 3=0.3. 計算各效料液溫度因末效完成液濃度和二次蒸發(fā)汽壓力均不變，各種溫度差損失可視為恒定，故末效溶液溫度仍為86.8即 t3=86.8則第效加熱蒸氣的溫度為 T3=T2= t3+t3= 86.8+25.9=112.7查杜林圖，得第效料液沸點為tA2=122,由液柱靜壓力及流動阻力引起的溫度損失可視為不變,故第效的料液溫度為 t2= tA2+2+2=122+1

15、.5+1.0=124.5 同理 T2=T1= t2+t2=124.5+12.4=136.9查杜林圖，得第效料液沸點為tA1 =142 ，則t1= tA1+1+1=142+0.8+1.0=143.8t1=T-t1=151.7-8.6=143.1由上知，各種溫差損失變化不大，無需重新計算。故有效總溫差不變，即=46.9溫差重新分配后各效溫度列于表2表2 各效溫差重新分配表效次加熱蒸汽溫度， T1=151.7T1=136.9T2=112.7有效溫差，t1=8.6t2=12.4t3=25.9料液溫度，t1=143.8t2=124.5t3=86.8.各效熱量衡算查手冊得出 T1=136.9 r1=215

16、7 KJ/Kg T2=112.7 r2=2225KJ/Kg T3=60.1 r3=2355 KJ/Kg 第效×(0.149-0.12)=0.9597W1=(e)第效×(0.199-0.149)=0.945W2=0.8818W1+407.7（f）第效×(0.30-0.199)=0.91 =0.7988W0.0610W+724.6(g)又 W1+W2+W3=7916.7(h) 聯(lián)解式(e)至式(h)，得W1=2557.7Kg/h W2=2663.1Kg/hW3=2695.9 Kg/h D1=2721.0Kg/h與第一次結(jié)果比較， 計算結(jié)果均在0.05以下，故各效蒸發(fā)量

17、計算結(jié)果合理.蒸發(fā)器傳熱面積計算 Q1=D1r1= Wt1=8.6S1= m2Q2=W1r1= Wt2= 12.4S2= m2Q3=W2r2=Wt3=25.9S3= m2 誤差<0.05迭代計算結(jié)果合理，取平均傳熱面積S=104.0 m2.計算結(jié)果列表3 表3 計算結(jié)果表效次 冷凝器加熱蒸氣溫度Ti, 151.7136.7112.760.1操作壓力Pi,KPa3271632020溶液溫度(沸點)ti, 143.8124.586.8完成液濃度,%14.919.030蒸發(fā)量Wi,Kg/h2557.72663.12695.9蒸汽消耗量D,kg/h2721.0傳熱面積Si ,m2104.0104

18、.0104.0.蒸發(fā)器的主要結(jié)構尺寸的計算.加熱管的選擇和管數(shù)的初步估算 所需管子數(shù)= 其中S蒸發(fā)器的傳熱面積，m2，由前面的工藝計算決定d0加熱管外徑，mL加熱管長度，m，取L=2m,d0=57mm有= 根.循環(huán)管的選擇有經(jīng)驗公式循環(huán)管內(nèi)徑D1=di，因為S較大，取D1=di= m,取Di=0.551m.加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定按正三角形排列，管束中心在線管數(shù)nc=1.1=1.1=19.2=20根加熱室內(nèi)徑Di=t(nc-1)+2其中t為管心距，取0.07m, =1d0Di=0.07×(20-1)+2×1×0.057=1.444m,取Di=1444mm.分離

19、室直徑和高度的確定分離室的體積V= 其中W為某效蒸發(fā)器的二次蒸氣流量，kg/h 為某效蒸發(fā)器的二次蒸氣的密度，kg/m3，U為蒸氣體積強度， 一般允許值為1.11.5m3/（m3·s） 取W=W3=2695.9kg/h =0.1301kg/m3 U=1.5m3/(m3·s)所以V= m3 分離室高度H與直徑D的關系：V=D2H,D=Di=1444mm求出H=2.42m.接管尺寸的確定流體進出口的內(nèi)徑按d=計算. 熱蒸汽進口，二次蒸氣出口，其中Vs 為流體的體積流量Vs=m3/su為流體的流速30m/s，計算出d=m取管為 驗算出u= m/s.溶液進出口，因為第一效的流量最大

20、，所以取其為計算量Vs= m3/s因為其流動為強制流動，u =0.8-15 m/s,所以取u = 4 m/s 則有d= m，取管為則實際流速為u=3.825 m/s.冷凝水出口，取W = 2695.9 kg/h 計算Vs= m3/s按自然流動的液體計算，u=0.080.15 m/s,取u=0.12m/s，則計算出d=0.0886m取管 實際流體流速為u= m/s. 蒸發(fā)裝置的輔助設備的選用計算.氣液分離器.本設計采用的是慣性式除沫器，其主要作用是為了防止損失有用的產(chǎn)品或防止污染冷凝液體。其性能參數(shù)如表4表4 慣性式除沫器性能參數(shù)如表捕捉霧滴的直徑壓力降分離效率氣速范圍>50m 19658

21、8KPa 8590 常壓1225m/s減壓>25m/s5.分離器的選型由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D­3H=（0.40.5）D1其中 D0二次蒸汽的管徑，m D1除沫器內(nèi)管的直徑，m D2除沫器外管的直徑，m D3除沫器外殼的直徑，m H除沫器的總高度，m H除沫器的內(nèi)管頂部與器頂?shù)木嚯x，m 所以 D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06mH= D3=1.06m h=0.4D1=0.212m.蒸汽冷凝器的選型設計.本設計采用的是多層孔板式蒸汽冷凝器，其性能參數(shù)如表5表5 多層孔板式蒸汽冷凝器性能參數(shù)表水氣接觸壓強塔徑范圍結(jié)構與要

22、求水量面積大10672000Pa大小均可較簡單較大.蒸汽冷凝器的選型. 冷卻水量的確定查多孔板冷凝器的性能曲線得20kPa的進口蒸汽壓力，冷卻水進口溫度20,1m3冷卻水可冷卻蒸汽量為X=53Kg，得VL=m3/h 與實際數(shù)據(jù)比，VL偏小，故應取VL=1.2 VL=61.044m3/h.冷凝器的直徑：取二次蒸汽的流速u=15m/s則D= m .淋水板的設計因為D>500mm,取淋水板8塊淋水板間距以經(jīng)驗公式Ln+1=0.7Ln 計算，取L末=0.15m即L­7=0.15m.依次計算出：L6= L5= L= L= L= L= L=弓型淋水板的寬度 B=0.8D=0.8×

23、699=559.2mmB=0.5D+50=0.5×699+50=399.5mm其中B為最上面的一塊板，B為其它板淋水板堰高h, 取h=50mm淋水板孔徑 冷卻水循環(huán)使用，取8mm淋水板孔數(shù) 淋水孔流速u0=其中 -淋水孔的阻力系數(shù)，=0.950.98 -水孔收縮系數(shù)，=0.800.82h-淋水板堰高,m取=0.98 =0.82 計算u0=0.98×0.82孔數(shù)n=個考慮到長期操作時易造成孔的堵塞，取最上層孔數(shù)為1.15n=1.15×533=612個，其它各板孔數(shù)應加大5%，即1.05n=1.05×533=560個淋水孔采用正三角形排列。6 .三效蒸發(fā)器結(jié)

24、構尺寸確定6.1三效蒸發(fā)器主要結(jié)構尺寸和計算結(jié)果 表6 蒸發(fā)器的主要結(jié)構尺寸的確定加熱管主要結(jié)構設計尺寸加熱管（無縫鋼管）管徑規(guī)格570×3.5 mm加熱管（無縫鋼管）長度2 m加熱管（無縫鋼管)管數(shù)304循環(huán)管規(guī)格 570×3.5 mm加熱室內(nèi)徑1444 mm分離室直徑1444 mm分離室高度2340 mm溶液進出口管徑530×15 mm加熱蒸氣進出口與二次蒸氣出口管徑38×2.5 mm冷凝水出口管徑108×9 mm表7 氣液分離器結(jié)構尺寸的確定氣壓分離器主要結(jié)構設計尺寸除沫器內(nèi)管的直徑520 mm除沫器外罩管的直徑780 mm除沫器外殼的直徑除沫器內(nèi)管頂部與器頂?shù)木嚯x1040 mm500 mm表8 蒸汽冷凝器主要結(jié)構的確定蒸氣冷凝器主要結(jié)構設計尺寸蒸汽冷凝器類型多層多孔式冷凝器冷卻水量61.044m3/h冷凝器的直徑699 mm淋水板數(shù)7淋水板間距L11240mm淋水板間距L2870 mm淋水板間距L3610 mm淋水板間距L4430 mm淋水板間距L5300 mm淋水板間距L6210 mm弓形淋水板的寬度560 mm淋水板堰高50 mm淋水板孔徑8 mm淋水板孔數(shù)5607. 附圖 圖 三效并流蒸發(fā)系統(tǒng)