毕业设计75ktanaoh溶液三效蒸发装置设计内蒙古工业大学化工原理课程设计说明书.doc

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1、 内蒙古工业大学化工原理课程设计说明书 第一章 设计方案的确定1.1蒸发操作条件的确定1.11 加热蒸汽压强的确定 因加热是必须考虑加热温度的上限和下线，被蒸发的溶液有一上限值，超过温度上限值，会使得物料变质，导致失去本有的物性，这是一个重要的指指标，也是确定物料加热蒸汽压强的依据，蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。再者从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为其它加热热源，同时要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽，这样既可以减少锅炉产生蒸汽和蒸汽的消耗量，又可减速少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。因此，我们应该尽可能采用温度较高的蒸汽。通常所用饱和蒸汽的温度不

2、超过180，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费。一般的加热蒸汽压强在400800范围内，本设计加热蒸汽压强选用700。1.1.2 冷凝器压强的确定 如果第一效用较高压强的加热蒸汽，则末效可以采用常压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。因而各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作。此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。通常冷凝器的最大真空度为8090。此次设计冷凝器压强真空度取为85kpa则采用20。1.2 蒸发流程的确定在化工生产中，大多数蒸发器都是利用饱和水蒸汽作为加热介质

3、，因而蒸发器中热交换的一方是饱和水蒸汽冷凝，另一方是溶液的沸腾，所以传热的关键在于料液沸腾一侧。要适应各种不同物料的蒸发浓缩，出现了各种不同结构型式的蒸发器，而且随着生产，技术的发展，其结构在不断改进和更新。工业中常用的间壁式传热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型（中央循环管式，悬筐式，外加热型，列文式，强制循环形等）和单程型（升膜式，降膜式，升降膜式，刮板式等）两大类型。蒸发器在结构上必须有利于过程的进行，为此在选用时应考虑以下原则：1.尽量保证较大的传热系数，满足生产工艺的要求；2.生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上垢层的生成；3.构造简单，操作维修和清洗方便，造价

4、低，使用寿命长；4.能适应所蒸发物料的一些工艺特性（如粘度，起泡性，热敏性，结垢性，腐蚀性等）。具体的选择要考虑实际情况而定的，在不同情况下要求不同，因而选择的蒸发方式也不径相同，即要看情况而定。此次设计采用中央循环管式蒸发器。中央循环管式蒸发器结构紧凑，制造方便，操作可靠，而却研究充分应用范围广，故在工业上应用广泛，有所谓“标准蒸发器”之称。但设备的清洗和检修不够方便。1.3 蒸发器效数的确定 为充分利用热能，为提高热能利用效率，生产中一般采用多效蒸发。因为在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽加以利用，可节省生成蒸汽的耗量。但并不是效数越多越好，效数的选择受经济上和技术上的因

5、素限制。一方面，随着效数的增加，单位蒸汽的消耗量减小，操作费用降低；另一方面，效数越多，设备投资费越大，所以无限制增加效数已无实际意义，最适宜的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。技术上的限制是指效数过多，蒸发操作难于进行。一般工业秤中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总温度差为一定值。在效数增加时，由于各效温差损失之和的增加，使总有效温差减小，分配到各效的有效温差小到无法保证各效发生正常的沸腾状态时，蒸发操将无法进行下去。通常，工业多效蒸发操作的效数取决于被蒸发的溶液的性质和温度损失大小等等，每效蒸发器的有效温度差最小为57。考虑经济上和技术上的限

6、制综合考虑，本设计蒸发器效数采用3效。1.4 蒸发流程的选择 多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流、逆流、平流三种。 并流是工业中最常用的加料模式，溶液与蒸汽的流动方向相同，均由第一效顺序的流至末效。并流的优点：（1）溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，料液能自动从前效进入后效，而不需要泵输送；（2）前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过渡热状态，可以产生自蒸发；（3）操作简便，工艺条件稳定。缺点：随着溶液溶液从前一效逐效流向后面各效，其组成增高，其组成增加，而温度反而降低，致使溶液的黏度增加，蒸发器的传热系数下降，因此，对于随组成增加粘度变化很

7、大的料液不宜采用并流。逆流法溶液溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽从第一效加入，料液从最后一效加入。逆流法的优点是：随溶液的组成沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。因此因组成增高使黏度增大的影响大致与因温度升高使黏度降低的影响相抵，故各效溶液的黏度较为接近，各效的传热系数也大致相同。平流法是指原料液平行加入到各效，完成液亦分别各效排除，即各效都加入料液。此法除可用于有结晶析出的料液外，还可用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。本设计蒸发流程采用并流模式。1.5 进料温度的确定 进蒸发器料液温度的高低直接影响蒸发器中的传热情况和蒸发器传热面积的大小，生产上通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果以及

8、操作简单，在进蒸发器之前利用可回收的低温热源将料液预热到接近或者达到沸点状态，以实现节能降耗。 因此，本设计采用沸点进料。 第二章 三效蒸发工艺设计计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽消耗量，各效水分（或溶剂）蒸发量及各效的传热面积。算的已知参数为：流液的流量，温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽压强和冷凝器中的压强等。计算常采用试差法，其计算步骤如下：（1）根据工艺要求及溶液的性质， 确定蒸发的操作条件，蒸发器的形式，流程和效数；（2）根据生产经验算据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度；（3）根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差；（4）根据蒸发器的焓

9、衡算，求各效的蒸发量和传热量；（5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若法语得的各效传热面积不相等则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复（3）（5），直到所求得的各效传热面积最小的和最大的相对误差小于4%为止2.1各效蒸发量和完成液组成的估算2.1.1 本设计的初步估算操作条件是：（1）水溶液处理量75kt/a，原料液的浓度为10%。完成液浓度为30%；用三效并流蒸发装置，每小时将6250 kg浓度为10%的浓缩为30%，原料液温度为第I效的沸点。（2）加热蒸汽压强为700 ， 温度T0= 164.7 汽化潜热 =2071.5kJ/kg冷凝器的压强为20 （3）各效蒸发器的总传热系数：

10、 =1800 W/（） ； =1200 W/（） ； =800 W/（）。 (4）比热容=3.7656 =4.187 （5）取L为2.6m2.1.1.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 F原料液流量，x0为原料液初始浓度，x3为完成液浓度，W为总蒸发量。F=7510310380009375W=F（1x0/x3）=9375（10.10/0.30）=6250 kg/h 假设各效蒸发量根据经验方法，各效蒸发量之比可假定，即：=1：1：1 W1+W2+W3=W =6250/3=2083.33 kg/h 因而初估各效完成液的浓度为：xiFx0/(FW1W2W3)第I效完成液的浓度：x1Fx0/(FW1)=6

11、2500.10(62502083.33)=0.1286 第II效完成液的浓度： x2Fx0/(FW1W2)62500.10(62502083.332083.33)0.1780第III效完成液的浓度：x30.32.1.1.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差为求各效溶液沸点,需假定压强。一般加热蒸汽压强和冷凝器操作压强是已知的，其他各效二次蒸汽的压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定，即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差为：P=(PP/ n)/ nP=(700-20)/3=226.67 ； 700226.67473.33 ； 7002226.67246.66 ； 7003226.6719.99

12、 。将各效二次蒸汽的压力、附录中查到相应的二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热列于表2-1中。表2-1 各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热效次二次蒸汽的压力， 473.33246.6619.99二次蒸汽的温度,149.6126.560.1二次蒸汽汽化潜热 kJ/kg2119.72186.72853.92.2 温度差损失 2.2.1 因溶液蒸汽压而引起的温度差损失当x1=12.86% ，查出溶液沸点为104.2,同理，可以得到其他浓度和T下沸点温度，如表 2-2所示。 表2-2 沸点温度效次NaOH的浓度百分数12.86%17.80%30%溶液的沸点温度tA /104.2106

13、.8117.5又f=0.0162（+273)/i所以f1=0.0162（149.6+273）/2119.7=1.3647f2=0.0162（126.5+273）/2186.7=1.1826f3=0.0162（60.1+273）/2853.9=0.629=-100=104.2-100=4.2=-100=106.8-100=6.8=-100=117.5-100=17.5所以 =f1=1.36474.17=5.7 =f2=1.18266.8=8.1 = f3=0.62917.5=11.02.2.2 由于液体静压强而引起的温度损失根据各效的浓度查出其溶液的平均密度：1=1140.333kg/m3;2=

14、1195kg/m3;3=1325.74kg/m3第一效 液体静压强引起的温度差损失: 查出与487.873kPa对应的tpm1为150.7。 同理：第二效 ； 查出与261.899kPa下对应的tpm2=128.7 第三效 查出与36.897kPa下对应的tpm3=72.4 2.2.3 由于流动阻力而引起的温度损失 取效间及末效与冷凝器间因流动阻力而引起的温度损失去为1 ，故：各效的温度损失为：1=+=5.7+1.2+1=7.9 2=+=8.1+2.2+1=11.3 3=+=11.0+12.3+1=24.3 2.2.4 溶液的沸点及有效温度差各效的沸点：各效的有效温度损失： ； 2.2.5 用

15、焓衡算求各效蒸发量及第一效加入蒸汽消耗量 因NaOH水溶液有显著的浓缩热效应，故其中的热损失系数的计算为： 根据公式： 则求得：D1=2369.9798 kg/h 各效传热量，所以 2.2.6 蒸发器的传热面积 由 m2 m2 m2 相对误差 因此，必须重新分配传热表面积。2.3 重算各效传热面积2.3.1 重新分配各效温度差 先算出等传热表面积S，其中暂时取前面算出的61.3即 m2 重新分配有效温度差，即 2.3.2 各效溶液浓度 估算计算中有两套各效蒸发量值，一时初估值，另一是又焓衡算得到的。由于初估值算出的传热表面积不相同，说明初估值不正确，应重估Wi,此处以焓恒算结果作为重算的依据取

16、W1=2224kg/h,W2=2224kg/h,W3=1802kg/h。由此重算各效排除的浓度。 2.3.3 温度差损失 根据化工原理书后面的表可以查得NaOH水溶液在不同浓度下的沸点tA,当 x1=13.11%，tA1=104.3 x2=19.03%,tA2=107.5x3=30%,tA3=117.5 则再由公式可得因为与t3都没有发生变化，所以可得这样可以查的所以从而查得对应下的水的沸点则又因为查表可得可查得所以此时有 表2-4 重新分配计算汇总效次加热蒸汽压强二次蒸汽的压力 / 700419.7163.6蒸汽的温度 /164.7145.1113.6蒸汽汽化潜热 kJ/kg2071.521

17、31.9882222.413二次蒸汽二次蒸汽的压力/ 419.7163.620二次蒸汽的温度 /145.1113.660.1二次蒸汽汽化潜热 /kg2131.9882222.4132853.9温度差损失 /5.98.811.0 /1.32.712.3 /111沸点t /153.2126.2 84.4有效温差 13.118.929.2 2.3.4 各效蒸发量及第一效蒸汽消耗量 求得：D1=2402.98 kg/h 各效传热量得2.3.5蒸发器的传热表面积 m2 m2 m2相对误差 相对误差不大，在误差允许范围内； 取S=65.7 m2 第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸设计计算中央循环管式蒸发器式蒸

18、发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间，其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格，长度及数量及在管板上的排列方式等。这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。 3.1 加热管的选择和管束的初步估计 3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计加热管通常选用252.5 mm，382.5 mm，573.5 mm等几种规格的无缝钢管，长度一般为2-6 m。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起泡性、管子的利用率和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本设计加热管选用38

19、2.5 mm，长为3.0 m的无缝不锈钢管。当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数n： 式中： S为蒸发器的传热面积，m2 ， 由前面的工艺计算知S=65.7； d0为加热管的外径，m； L为加热管长度，m。因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算n时管长用（L-0.1）m。为完成传热任务所需的最小实际管数n只有在管板上排列加热管后才确定。 n=189.9190（根） 3.1.2 循环管的选择 循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积的40% 100%，若以D1表示循环管内径，则: =（0.41） ； 因而 根据经验值，取循环管的截面积为加热管

20、总截面积的100% 对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出D1后，应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要n与n相差不大，循环管的规格可一次确定。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。循环管选取5609mm的无缝不锈钢管。 3.1.3 加热室直径及加热管数目的确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有正三角形，正方形，同心圆等，目前以三角形排列居多。管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25-1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。管心距值见表3-1。表3-1

21、 三角形排列时加热管直径与管心距的关系加热管外径d0 /mm19253857管心距t/ mm25324870加热室内径和加热管数采用做图法来确定,具体做法是；先计算管束中心线上管束：管子按正三角形排列时,=1.1；式中n为总加热管数。本设计采用正三角形排列加热管，即 =1.1=1.1 =(11.5) 取t=48mm加热室内径： =t(-1)+2=48(1.11)+21.438=786.198mm根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一内径作为加热室内径，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。作图所得管数n必须大于初估值n，如不满足，应另选一设备

22、内径，重新作图，直至合适为止。经作图得加热室的直径为90010 mm合理，壳体内径的标准尺寸列于表3-2。 表3-2 壳体的尺寸标准壳体内径mm400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚mm8101214 3.1.4 分离室直径与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汽的体积流量及蒸发体积的强度有关。分离室体积V的计算公式为：m3 式中：W某效蒸发的二次蒸汽量， kg/h； 某二次蒸发的二次蒸汽密度， kg/m3； U蒸发体积强度，m3/(m3s)，一般允许值为1.5 2.5 m3/(m3.s)。根据由蒸发工艺计算得到的各效二次

23、蒸汽量，再选取适当的U值，即可得V。但各效二次蒸汽量，密度不同，按上式计算得到V值也不同，通常末效最大。为方便计，各效分离室可取一致，分离室估积宜取其中较大者。显然，末效二次蒸汽的温度最低，密度最小，故所对应的分离室体积最大，最终分离室体积应取末效分离室体积。 在本设计中U值取2查表得=分离室体积取其中较大者,V=1.93 m3分离室体积确定后，其高度H与直径D符合下列关系：V=确定高度与直径时应考虑以下原则： 1. 分离室的高度与直径之比H:D =12。对中央循环管式蒸发器，其分离室高一不小于1.8 m，保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现象严

24、重；2. 在条件允许时，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使加热室结构简单，制造方便；3. 高度和直径都适于施工现场的安放。 取, 则，得D=1.07m; H=2D=2.14m H=2.14m1.8 m，D=1.07 m也大于加热室直径D1=0.786 m，可取。所以：D=1.07 m, H=2.14 m. 3.2接管尺寸的确定 3.2.1 溶液的进出口管 对于并流加料的三效蒸发,第一效溶液的流量最大,若各效设备采用统一尺寸,应根据第一效溶液流量来确定接管。管径的计算公式为： d= ； 式中：为第一效溶液的体积流量； u为溶液的流速（u=13m/s）考虑。设计时进出口直径可取为一致。本设计取

25、u=2.0m/s，根据进料液的浓度查表得对应密度=1140.33kg/m3则则d=36.86 mm，查表得出蒸发器溶液进出口管选取 422.5 mm的不锈钢无缝钢管。核算 =1.98 ，在13之间，故选管合理，可用。 3.2.2 加热蒸汽与二次蒸汽接管若各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应取各效中最大者或者平均值，因末效二次蒸汽的温度最低，密度最小，故所对应的二次蒸汽管径最大，最终二次蒸汽管径应取末效二次蒸汽管径。饱和蒸汽适宜流速可取 u= 3050 m/s。本设计取。选用最大的V3=VS加热蒸汽进口直径： d=391.2 mm：故加热蒸汽进出口管取4269mm的不锈钢无缝钢管。对假设流速核

26、算：50 m/s在范围内可取。二次蒸汽接管：选用最大的 ,则查表选用mm。核算核算出来u在30-50m/s 3.2.3冷凝水出口管冷凝水的排出属于自然流动， u=0.8 1.8 m/s ,接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。由表3-3可知，第一效的冷凝水密度最小，第一效的加热蒸汽消耗量最大，故以第一效的冷凝水的管径计算，取u=1.5 m/s。表3-3各效加热蒸汽对应的冷凝水密度 效数加热蒸汽冷凝水温度，151.9126.284.4冷凝水密度，kg/m3915.147937.954968.927选用最大的则: d=30.47 mm冷凝水出口管取382.5 mm的不锈钢无缝钢管d=33mm。核

27、算，在u=0.8-1.8m/s取值范围之内，选取合理。 设计结果汇总 1 蒸发器整体设计参数本设计选用加热蒸汽压强为700，选用冷凝器操作压强为20，使用沸点进料，蒸发器的形式使用中央循环管式，并采用三效蒸发。 2 计算结果总结表表4-1 热量核算结果效次冷凝器加热蒸汽温度，145.1 113.760.1-操作压力，419.65178.852020溶液温度， 153.2126.284.4完成液浓度13.11%19.03%30%蒸发量， kg/h2178.9498 2260.26181810.788蒸汽消耗量， kg/h2402.9796 传热面积，m260.14 59.37 59.67表4-2

28、 蒸发器主要结构工艺尺寸蒸发器的尺寸加热管57382.5 mm加热管长度3 m加热管个数190 根循环管5609 mm加热室直径90010 mm接管尺寸溶液进出口管422.5 mm加热蒸汽进口管4269 mm二次蒸汽出口管3779 mm冷凝水出口管382.5 mm分离室分离室直径1.07 m分离室高度2.14 m 对本设计的评述此次的化工原理课程设计是我在大学的第一次课程设计，在解老师及周围同学帮助下，我努力的完成了此次三效蒸发过程的设计。这次的课程设计中我出现了最大的一个问题，那就是在计算的方面，算错了好几次，弄到最后自己都快要没有信心了，不过在自己最后的细心下，最终算出了符合题意的结果。我

29、通过这次的计算得到了一个认识，在不管做任何事情的时候，都应该细心并有坚持不懈的精神，才能完成一件事情。在此次课程设计中，对化工操作中，蒸发单元操作设计有一个系统的认识，具体设计流程和计算有一个深入的了解，并且对于蒸发器的设计，也有一个认知。同时，要自己通过计算，选择合适大小的辅助设备，对于辅助设备的形状，大小和尺寸的确定等等，主要取决于主体设备，辅助设备随主体设备而变化，而主体设备由于生产要求决定的，综合、要确定设备就必须明确生产的负荷，只有确定生产负荷才能明确生产所需的设备大小。在设计过程中，开始对设备的计算中，管路的的设计中对管子大小的设计不是很合理，又是选自较多，有时选择较粗等等，但在解

30、老师的讲解和指导中渐渐的对设备的设计和选择，有所了解，后来出现的计算上的错误和选择设备的尺寸等等方面的错误减。此次设计虽然顺利的完成了，但设计中仍然存在很多不足之处，如压强的选取、管路的设计以及各种物性的查阅都存在不足，还有在计算中对所查的数据，误差相对较大，导致设计结果存在很大误差。这是此次设计的不足之处，在以后的设计中会更加认真弥补不足。总之此次设计使我们对所学化工原理方面的知识有了更加深刻的认识，而且培养了我们在今后的学习，工作中的认真，严谨，求实的态度。 再次感谢解老师以及同学们的帮助！参考文献1 姚玉英，黄凤廉,陈常贵等 . 化工原理 M（上册） 天津:科学技术出版社出版 2009: 2 柴诚敬,张国亮 . 化工流体流动与传热 M (第二版) 北京：化工工业出版 2009 :3 高俊等 化工原理课程设计M.呼和浩特：内蒙古大学出版社.2010: 4 李功样,陈兰英,余林 . 化工单元操作过程与设备M 华南理工大学出版2010:5 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社.2002：23