蒸发式中央循环管式蒸发器及气液分离器设计方案

1 蒸发式中央循环管式蒸发器及气液分离器设计方案 第一章 设计方案的确定 发操作条件的确定 热蒸汽压强的确定 蒸发是消耗大量加热蒸汽且产生大量二次蒸汽的过程。被蒸发溶液存在允许范围内的最高温度，根据节能原理，应充分利用二次蒸汽，作为后续过程的热源。所以在加热蒸发中应采用较高温度的饱和蒸汽，通常所用饱和蒸汽温度不超过180，超过时，设备费用和操作费用都会相应增加。所以加热蒸汽压强在400设计加热蒸汽压强选择为 450 )。 冷凝器操作压强的确定 若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高温度，可全部利用。各效操作温度高时，溶液粘度低，传热效果好。若一效加热蒸汽压强低，末效采用真空操作，各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝消耗大量冷却水，溶液粘度大，传热差。故冷凝器操作压强为20）。 料温度的选择 进蒸发器料液温度的高低直接影响蒸发器的传热情况和传热面积的大小，在实际生产中通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果，在进入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，得以实现节能。 2 所以本设计选择沸点进料。 发器类型的确定 蒸发器类型较多，根据以下原则进行选择： 1. 保证蒸发过程具有较大的传热系数，满足生产工艺的要求； 2. 生产能力大，能完善分离液沫，减缓传热壁面污垢形成； 3. 结构简单，操作、维修和清洗方便，造价低，寿命长； 4. 适应蒸发物料的特殊工艺特性。 根据以上原则与本次设计条件，选择中央循环管式蒸发器。加热室由垂直的加热管束构成，管束中央直径较大的管子，称中央循环管，其截面积为加热管束总截面积的 40%当壳程的管间通入蒸汽加热时，加热管内单位体积的受热面积大于中央循环管，所以两管内液体形成密度差，加热管内蒸汽的抽吸作用，使溶液在中央循环管下降，在加热管内上升连续自然流动。管内的密度差越大，管子越长，循环速度越大。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，增强蒸发过程。该蒸发器结构紧凑，传热较好，操作可靠，所以本设计选择中央循环管式蒸发器。 发效数的确定 在多效蒸发中，前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽利用，可节省生产蒸汽的消耗量，充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。由于经济和技术上的限制，效数不宜过多。为保证传热的正常进行，各效的有效传热温差不小于6本次设计中蒸发溶液 10%择效数为三效。 发流程的确定 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、错流四种。 并流法（顺流法），各效之间有比较大的压强差，料液自动从前效进入后效，省去输送物料泵。前效温度高于后效温度，料液从前效进入后效，处于过热状态， 3 可产生自蒸发；并流法结构紧凑、操作简便、应用广泛。但由于后效比前效温度低、浓度大，因而逐效料液的粘度增加，传热系数下降，并流法操作适用于溶液粘度、浓度变化不大的料液蒸发。 逆流法，随着料液浓度的提高，其温度相应提高，使料液粘度增加较小，各效的传热系数相差不大，故可生产较高浓度的浓缩液。所以适用于粘度较大的料液蒸发，但由于设置效间料液输送泵，动力消耗较大，操作也较复杂。此 外对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。 平流法，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。 错流法（混流法），其特点是兼有并，逆流的优点而避免其缺点，但操作复杂，控制困难，应用不多。 本设计选择并流蒸发流程。 计条件总述 加热蒸汽压强为 450 )，冷凝器操作压强为 20），并流三效蒸发，沸点进料。 4 第二章 多效蒸发的工艺计算 多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽消耗量、各效水分蒸发量及各效蒸发器的传热面积。变量之间的各效关系受物料衡算、热量衡算、传热速率方程以及相平衡方程式等基本关系支配。采用试差法计算。 假设：（ 1）冷凝液饱和温度排出； （ 2）无额外蒸汽排出； （ 3） ； （ 4）多效传热面积相等。 效蒸发量和完成液组成的估算 原料液含 0%，完成液含 2%。已知原料液量为 72kt/a；，沸点进料。加热介质采用 450压 )的饱和水蒸汽，冷凝器操作压力为20压 )。三效的传热系数 1分别为 1650W/( )， 950W/( ), 600W/( ),原料液比热容 1为 ),各效蒸发器中液面高度为 效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效转热面积相等，并忽略热损失。每年按 7200个小时计算。 原料液进料流量： F =72.0 kt/a= 蒸发过程总蒸发量： ( 0 假设各效蒸发量相等，则第 5 因而初估各效完成液的浓度为： 21 0 2 3 . 4 91 0 1 3 8 . 8 8 1 3 8 . 8 81 10 1 822 3 2 3 . 4 91 0 1 3 8 . 8 8 1 3 8 . 8 8212 x 计各效二次蒸汽温度 设其它各效二次蒸汽的压强相等，故第 i 1 4 3 . 333 0204531 第 i 1 式中： p 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差， 1p 第 i 效的操作压强， 3 0 6 . 6 71 4 3 . 3 345011 1 6 3 . 3 41 4 3 . 3 32450212 201 4 3 . 3 33045313 2由各效的二次蒸汽压强查相应的二次蒸汽的温度和汽化热，见表 2 2效二次蒸汽参数 6 效次 第一效 第二效 第三效 二次蒸汽的压力 0 二次蒸汽温度 ） 次蒸汽的汽化热 r （ g） 算各效传热温度差 效传热温度差计算式为： 1 其中 1前一次二次蒸汽温度（即第 i 效加热蒸汽温度）， 第 计算式为： t 式中： 为第 i 效二次蒸汽温度， i 为第 各效总温度差损失为： 于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失 i校正系数法： 0 f 式中： 0 常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失，0= 100某些水溶液在常压下的沸点 f 校正系数，无因次。一般取 : 7 i 2)273(式中： 操作压强下水的沸点，即二次蒸汽饱和温度， C r 操作压强下二次蒸汽的汽化潜热， 3 = 2 = 3 = 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 为简便计算溶液内部沸点升高按液面与底部的平均压强 水的沸点和二次蒸汽压强 p 下水的沸点差估算。 平均压强按静力学方程式计算： 2 则： 式中： 蒸发器中液面与底部的平均压强， 对应下水的沸点 ,C； p 二次蒸汽（即液面处）的压强， 对应下水的沸点，C； 溶液的平均密度， 3 L 蒸发器操作时的液面高度， m。 8 取液层高度 L=效 蒸发器中液面与底部的平均压强： 31 /1 0 9 4 . 2 2 m 查附表九 2: 1 1 = 二效 蒸发器中液面与底部的平均压强： 32 /1 1 7 9 . 4 m 此压力下水的沸点为 2： 2 2 = 三效 蒸发器中液面与底部的平均压强： 33 / 3 5 m 此压力下水的沸点为 2： 3 3 = 管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失 在多效蒸发中，各效二次蒸汽从上一效的蒸发室流动到下一效加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温度差损 9 失即为 。根据经验，通常取 C1 。 第一效总的温度差损失为： C 第二效总的温度差损失为： 1 0 . 9 0 312 . 8 1 第三效总的温度差损失为： C 各效传热温度差计算式为： 1 t 第一效溶液沸点： 传热的有效温度差： 第二效溶液沸点： 传热的有效温度差： 第三效溶液沸点： 传热的有效温度差： 算各效蒸发量 计入溶液的浓缩热及蒸发器的损失时 第 10 )2()(）(1110 中： 第 kg/h ii 为第 kJ/kg 为原料液的比热， ） , ） 为水的比热， ） , ） 1 分别为第 i 为第 =x 另： 21 联立蒸发量的计算式可解出蒸汽消耗量及各效水分蒸发量 因此各效传热量的计算式为： 11 0 . 9 5 1 x 2 x 3 x 第一效： 10 沸点进料 ； 450 11 1111111 第二效： 6 32 D.D.t)(W 20 8 7 . 4 9 0) 4 . 5 0 3)()(1212332131333330w 7 0321 得： 2 3 4 4 . 7 2 2 81 2 3 5 5 . 3 7 3 72 2 2 7 0 . 3 8 3 63 因此： 12 105 . 2 5 8 92 1 3 8 . 1 42 2 4 5 9 . 5 8 5 4111 112 223 算蒸发器的传热面积 由传热速率方程 得：在多效蒸发中为便于制造和安装维修等，通常采用各效传热面积相等的蒸发器。若计算所得传热面积之间有明显差别（一般工业上要求不大于 4 ）时，依据各效面积相等的原则重新分配各效的有效传热温度差，使 于相近或者相等。 各效传热系 1 )(6 0 0,)(1 0 0 0,)(1 5 0 0 232221 261111 02589.5 S 262222 263333 01935.5 S 计算结果差异较大，故需重新分配有效传热温度差。 各效蒸发量、传热量、传热面积第一次计算数据及结果见下表： 表 2热量、传热面积 效 数 第一效 第二效 第三效 13 加热蒸汽汽化热 )( ( ii热利用系数 )( 2 i 传热系数 1500 1000 600 )( ( 2mS 复上述计算步骤 算各效料液的浓度 重新分配有效温度差： 14 各效蒸发量取上次计算值 即： 7 2 2 421 3 7 3 522 3 8 3 023 各效溶液的组成： 0138101 0138210 01383210 2： 01 100= 02 100=7 03 100= 算各效料液的沸点 1 =01= =02=7=15 3 =03=三效： 因冷凝器压力和完成液组成未改变，故第三效中各种温度差损失及溶液沸点与上次结果相同，即： 饱和温度为：则第三效的加热蒸汽的 。 k P 4 . 7 7 1=P 2 m 查附表九 2 2 液层静压力及流动阻力引起的温差损失变化不大，取上次计算值。 ：故第二效溶液的沸点为 饱和温度为：则第二效的加热蒸汽的 。 1 m 16 此压力下水的沸点为： 1 = C 液层静压力及流动阻力引起的温差损失变化不大，取上次计算值。 ：故第一效溶液的沸点为 1 4 8 7 t = t = t = 表 2效数 生蒸汽 1 2 3 加热蒸汽温度 ） 化潜热 )/( 加热蒸汽用量及各效蒸发量 据的计算公式得： 第一效： 17 11 W 第二效： 7 0 8 2 3 12 第三效 ： 0 3 2 30 . 6 0 2 1 13 解得： D W W W 效蒸发器传热面积计算 261111 262222 263333 校核： 误差为： %4%00)21 91(1 01( 18 重复计算数据及结果见下表： 表 2效 数 第一效 第二效 第三效 )( 溶液组成 ( Ct i 溶液沸点 (加热蒸汽汽化热 i 次蒸汽温度 T ( i 二次蒸汽汽化热 ( 总的温度差损失 )( 2 i 传热系数 1650 950 600 )( i蒸发量 ( 2mS i传热面积 19 第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计 本设计选用中央循环管式蒸发器。中央循环管式蒸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，管输中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是气液分离的空间。其主要结构尺寸：加热室、分离室的直径和高度；加热管、循环管的规格、长度、数量及在管板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。 热管的选择和管束的初步估计 加热管通常选用 25 38 57 度一般为 2子长度的选择应根据溶液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。 加热管选用长为 3m， 38 1。 初步估计所需的管子数 n )根( 379)31) n 式中： S 为蒸发器的传热面积， 2m ； 0d 为加热管的外径， m ； L 为加热管的长度， m 。 20 初估所需管子数为 379根。 环管直径的选择 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。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%对传热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，故选择其截面积为传热总面积的 100%。以 1D 表示循环管内径，则： 1 选取 循环管，管长与加热管管长相同为 3m 2 热室直径及加热管数目的确定 加热室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有三角形、正方形、同心圆等，三角形排列居多。管心距 。加热室内径和加热管数采用做图法来确定，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 总加热管数 . 初估加热管内径用 0 式中。然后用容器公称直径，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 不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至适合为止。壳体内径的标准尺寸列于表 3中，以供参考。 表 3壳体内径， 0000100600小壁厚， 10 12 14 经过作图，实际管数大于初估值，符合要求。 21 正三角形排列初步估算加热室内径取： 8380 nn c i 选用 2 离室直径与高度的计算 分离室的直径和高度取决于分离室的体积，分离室的体积又与二次蒸汽流量及蒸发体积的强度有关。 分离室体积的计算： 式中： 某效蒸发的二次蒸汽 3/g 效蒸发的二次蒸汽密 33. 5 - 2 . 5 /U m m s 蒸 发 体 积 强 度 ， 一 般 允 许 值 为 1， 取 U=2 查表 3得 )( 360 0 3 22 （分离室体积取其中较大者） 高度 符合： 4 D=H=管尺寸的确定 由接管内径计算式s4 估算出内径，从管子规格中查出相近的标准管。 液进出口管 三效并流蒸发，第一效溶液流量最大，各效设备尺寸一致，根据第一效溶液流量确定接管，设计上进出口直径可取为一致。 设 u=2 m/s，初始进料液浓度为 F=h. s 23 的不锈钢无缝钢管。 核算流速： 符合要求。, s 热蒸汽与二次蒸汽接管 热蒸汽： 111 222 323 选最大： 3 U=30s 取 U=40m/s 故： s 所以， 2选用 规格不锈钢无缝钢管 核算： u= dV sm/s，所以选用合适。 二次蒸汽接管： 00333 4 s 所以， 2选用 规格不锈钢无缝钢管 核算： u= dV sm/s，所以选用合适。 凝水出口管 ：取各效加热蒸汽较大者 ,11 。 1 综上计算： 2选用 规格不锈钢管冷凝水出口管。 核算： s / ， 所以选用合适。 25 第四章 蒸发装置辅助设备的设计 液分离器 蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽然在分离室初步分离，但为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，还需设置器液分离设备，以使雾沫中的液体凝聚与二次蒸汽分离，故气液分离器（除沫器）。惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。结构简单，中小型工厂应用较多。本次设计采用惯性式除沫器。 惯性式除沫器主要尺寸的计算： 2: 32110 13 式中： ;为 二 次 蒸 汽 的 管 径 ，0 ;为除沫器内管的直径，1 ;除沫器外罩管的直径，2 ;除沫器外壳直径，3 ;除沫器的总高度， ;距离，除沫器内管顶部与器顶h m 26 所以： 除沫器内管 2选用 的不锈钢无缝钢管 除沫器外罩管 2选用 的无缝钢管 除沫器总高度 462沫器内管顶部与器顶的距离为 汽冷凝器 蒸汽冷凝器，用冷却水将末效蒸发器产生的二次蒸汽冷凝，本设计蒸发物质为 蒸气不需回收，故选择水喷式冷凝器。 以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓，冷却水的进出口温度。 作水量的计算： 12 2 )( P 式中： ;/ 却水用量， ；冷凝蒸汽量， ；蒸汽的焓， 冷却水进出口温度；, 21 冷却水可循环使用） 27 冷却水平均比热， /。 其中： )( )(122 射器结构尺寸计算： 喷嘴数 n 及喷嘴直径 21 混合室压强之差；，即工作水进口压强与降，工作水通过喷嘴的压强式中： ;/水的密度， 3 。取 1800p 10 下：1= =1 28 通过一个喷嘴的水流速度为： 喷嘴个数 n 的确定： 2013600 4W n d u 取 6120 n 故喷嘴个数为 6 个。 文氏管喉部直径： 03 式中： 。差，排出压强与吸入压强之 c 水喷射器其它各部尺寸为： . 3 2 文氏管喉部长度： 2 29 文氏管收缩口直径： 文氏管收缩段长度： 21 文氏管收缩角度： 6111 文氏管扩散段直径： 6 4 文氏管扩散段长度： 43 文氏管扩散段角度： 4532 射流长度取： 200030 设计结果汇总 表 5效 数 第一效 第二效 第三效 完成液浓度（） 热蒸汽量 (kg/h) 二次蒸汽量 (kg/h) 传热面积 ( 2m ) 5蒸发