NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.doc

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： 15000 kg/h NaOH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： 500 kPa 冷凝器压强： 16 kPa 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 目录目 录1 设计方案简介11.1 设计方案论证11.2 蒸发器简介12 设计任务32.1 估算各效蒸发量和完成液浓度32.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差32.2.1 各效由于溶液沸点而引起的温度差损失42.2.2 由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）42.2.3 由流动阻力而引起的温度差损失52.2.4 各效料液的温度和有效总温差52.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算62.4 蒸发器传热面积的估算72.5 有效温差的再分配72.6 重复上述计算步骤82.6.1 计算各效料液浓度82.6.2 计算各效料液的温度82.6.3 各效的热量衡算92.6.4 蒸发器传热面积的计算102.7 计算结果列表113 蒸发器的主要结构尺寸的计算123.1 加热管的选择和管数的初步估算123.2 循环管的选择123.3 加热室直径及加热管数目的确定123.4 分离室直径和高度的确定123.5 接管尺寸的确定133.5.1 热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs 为流体的体积流量133.5.2 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量133.5.3 冷凝水出口134 蒸发装置的辅助设备的选用计算154.1 气液分离器154.1.1 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。154.1.2 分离器的选型154.2 蒸汽冷凝器的选型设计154.2.1 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表154.2.2 蒸汽冷凝器的选型164.3 泵的选择175 评述195.1 可靠性分析195.2 个人感想196 参考文献20I课程设计1 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：各效间压力差大，可省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；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12m，直径2575mm，长径比为2040。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。2 设计任务2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量 因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设 2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差 设各效间压力降相等，则总压力差为各效间的平均压力差为由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即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二次蒸气压力，kPa 352.7185.418二次蒸气温度，（即下一效加热蒸汽的温度）138.9118.157.0二次蒸气的气化潜热，kJ/kg(即下一效加热蒸汽的气化潜热)2148.12214.02358.32.2.1 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，由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点分别为tA1=148tA2=132tA3=84则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失所以2.2.2 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，1=1170 kg/m3，2=1240 kg/m3，3=1430kg/m3。则根据流体静力学方程，液层的平均压力为 所以 由平均压力可查得对应的饱和温度为 =140 ，=119.3，=67.9 1所以 2.2.3 由流动阻力而引起的温度差损失取经验值1，即，则故蒸发装置的总的温度差损失为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及温度差损失，即可由下式估算各效料液的温度，各效料液的温度为 有效总温度差由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为153.3 1、汽化潜热为2103.9kJ/kg 1，所以2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第效的热量衡算式为对于沸点进料，=，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为 式中为第效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。 所以(a)第效的热量衡算式为(b)对于第效，同理可得 (c) 又 (d)联解式(a)至式(d)，可得2.4 蒸发器传热面积的估算 W误差为，误差较大，应调整各效的有效温差，重复上述计算过程。2.5 有效温差的再分配 重新分配有效温度差得，2.6 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2.6.2 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，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为95.9，即t3=95.9 则第效加热蒸汽的温度（也即第效二次蒸气温度）为由第效二次蒸气的温度及第效料液的浓度查杜林线图得第效溶液的沸点为。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。故第效料液的温度为同理由及第效料液的浓度查杜林线图，得第效溶液的沸点为143.8。则第效料液的温度为第一效料液的温度也可由下式计算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，即温度差重新分配后各效温度情况列于下表：效次加热蒸汽温度，有效温度差，料液温度（沸点），2.6.3 各效的热量衡算 第效 第效 第效 又联立解得 与第一次计算结果比较，其相对误差为计算相对误差均在以下，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 W误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积。2.7 计算结果列表 效数冷凝器加热蒸汽温度153.3131.03115.5757操作压力352.7185.41818溶液温度（沸点）145.92128.295.9完成液浓度15.421.4833.6蒸发量2385.392399.972215.35蒸汽消耗量2574.35传热面积123.95123.95123.953 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= 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=57mm根3.2 循环管的选择有经验公式循环管内径因为S较大，取取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=21.01=22根加热室内径 Di=t(nc-1)+2其中t为管心距，取0.07m, =1d0Di=0.07(22-1)+210.057=1.584m,取Di=1584mm3.4 分离室直径和高度的确定分类室的体积V= 其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3，U为蒸气体积强度， 一般允许值为1.11.5m3/（m3s） 取W=W3=2215.35kg/h，=0.1240kg/m3 U=1.1m3/(m3s)。所以V=4.512分离室高度H与直径D的关系：V=D2H, D=Di=1584mm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 为流体的体积流量流体进出口的内径按d=计算因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs= m3/s取u的流速为25m/s，d=取管为 则实际流速为u= m/s3.5.2 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量Vs= m3/s因为其流动为强制流动，u =0.8-15 m/s,所以取u = 3 m/s 则有d= m，取管为则实际流速为u= m/s3.5.3 冷凝水出口其中Vs 为流体的体积流量Vs=m3/s按自然流动的液体计算，u=0.080.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出d=m取管 ，实际流体流速为u= m/s4 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 01 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50m196588KPa8590 常压1225m/s减压25m/s4.1.2 分离器的选型由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D3H=（0.40.5）D1其中 D0二次蒸汽的管径，m D1除沫器内管的直径，m D2除沫器外管的直径，m D3除沫器外壳的直径，m H除沫器的总高度，m H除沫器的内管顶部与器顶的距离，m 所以 D1= D0=0.53 m 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 02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10672000Pa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20,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=m3/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= m3.淋水板的设计因为D500mm,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： 弓型淋水板的宽度 B=0.8D=0.8649=519.2mmB=0.5D+50=0.5649+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=其中 -淋水孔的阻力系数，=0.950.98 -水孔收缩系数，=0.800.82h-淋水板堰高,m取=0.98 =0.82 计算u0=0.980.82孔数n=个考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15361=414个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n=1.05361=379个淋水孔采用正三角形排列。4.3 泵的选择(1) 真空泵真空度为0.7atm, 真空泵排气量 -真空系统渗透空气量;-蒸发过程中料液释放的不凝性气体量,常可以忽略;-每小时冷却水能释放的空气量;-蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值;-不凝性气体机械夹带的生蒸汽量,常忽略; =0.45kg/h ；=0=+)=1.01(0.45+0+0.565)=1.015kg/h=0=+=.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(2) 离心泵 q=F/=10000/998.2=10.01m3/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 扬程20m 转数：2900r/min 轴功率：1.13Kw电机功率：2.2Kw 效率60% 必须汽蚀余量：2.0m5 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