三效逆流蒸发课程设计.docx

中南大学化工原理课程设计题目：naoh水溶液蒸发装置的设计学院：化学化工学院班级：应用化学学号：姓名：指导老师：日期：目录第一章 概述1一、蒸发及蒸发流程1二、蒸发操作的分类1三、蒸发操作的特点2四、蒸发设备2五、蒸发器选型3第二章 蒸发装置设计任务书4一、设计题目4二、设计任务及操作条件4三、设计项目4第三章 三效蒸发器的工艺计算5多效蒸发的工艺计算5一、估计各效蒸发量和完成液组成6二、估计各效溶液的沸点和有效总温差6（一）各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度8（二）由于液柱静压力而引起的温度差损失8（三）流体阻力产生压降所引起的温度差损失10（四）各效料夜的温度和有效总温差10三、加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算10四、蒸发器的传热面积的估算12五、有效温差的再分配13六、重复上述计算步骤13（一）计算各效溶液浓度13（二）计算各效溶液沸点14（三）各效焓衡算14（四）蒸发器传热面积的计算16七、计算结果16第四章 蒸发器的主要结构尺寸计算17一、加热管的选择和管数的初步估计17二、循环管的选择17三、加热室直径及加热管数目的确定17四、接管尺寸的确定19（一）溶液的进出口19（二）加热蒸气进口与二次蒸汽出口19（三）冷凝水出口19第五章 蒸发装置的辅助设备21一、气液分离器21二、蒸汽冷凝器21（一）冷却水量21（二） 冷凝器的直径22（三）淋水板的设计22第六章 设计结果一览表25一、多效蒸发的工艺计算25二、蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计25第七章 设计综述27参考文献29附录30符号说明 第一章 概述一、蒸发及蒸发流程蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的：1获得浓缩的溶液产品；2、将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品；3、脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某种循环流动，被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内备有足够的分离空间，以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴，或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽如不再利用，应将其在冷凝器中加以冷凝。蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称作一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。二、蒸发操作的分类按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。按操作压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点：（1）、在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；（2）、可以利用低压蒸汽作为加热剂；（3）、有利于对热敏性物料的蒸发；（4）、操作温度低，热损失较小。在加压蒸发中，所得到的二次蒸汽温度较高，可作为下一效的加热蒸汽加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。三、蒸发操作的特点从上述对蒸发过程的简单介绍可知，常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸汽冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点 :（1） 沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在港台压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸汽压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸汽温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。（2） 物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发操作彼此必须要考虑的问题。（3） 节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量，提高加热蒸汽的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。四、蒸发设备蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸汽，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。兹分述如下： 由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类：（1）循环型蒸发器特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有： a.中央循环管式蒸发器 b.悬筐式蒸发器 c.外热式蒸发器 d.列文式蒸发器 e.强制循环蒸发器其中，前四种为自然循环蒸发器。（2）单程型蒸发器特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的 蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。此类蒸发器主要有： a.升膜式蒸发器 b.降膜式蒸发器 c.刮板式蒸发器五、蒸发器选型本次设计采用的是中央循环管式蒸发器：结构特点：加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，在管束中央有一根直径较大的管子，成为中央循环管，其界面及一般为加热管束总截面积的40%100%。优点：结构紧凑，制造方便，操作可靠。有“标准蒸发器”之称缺点：由于受总高度限制，加热管长度较短，其循环速度较低；而且由于溶液在加热管内不断循环，使其组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差减小。第二章 蒸发装置设计任务书 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 4.32104ta naoh水溶液。 （2）设备型式 中央循环管式蒸发器。 （3）操作条件 naoh水溶液的原料浓度为10，完成液体浓度为30，原料液温度为第一效沸点温度。加热汽压力为500kpa（绝压），冷凝器的绝压为20kpa（绝压）。各效蒸发器的总传热系数分别为：k1=1800w(m2)k2=1200w(m2)k3=600w(m2)在三效中液体的平均密度分别为1120kg/m3 、1290 kg/m3 、1330 kg/m3。蒸发器中溶液的液面高度为1.5m。各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，假设各效传热面积相等，并忽略热损失。每年按照300天计，每天24小时。三、设计项目（1）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。（2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。（3）蒸发器的主要结构尺寸设计。（4）主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。（5）绘制naoh水溶液三效逆流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。（6）对本设计进行评述。第三章 三效蒸发器的工艺计算多效蒸发的工艺计算多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。（1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。（2）根据生产经验数据，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，估算个效溶液沸点和有效总温差。（4）根据蒸发器的焓衡算，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。若求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，重复步骤（3)至（5），直到所求得各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。三效逆流加料蒸发流程一、估计各效蒸发量和完成液组成总蒸发量w=f1-x0x1=4.32107300241-0.10.3=4000kgh对三效逆流加料蒸发流程, 若进料温度接近于原料液的沸点温度, 没有额外蒸汽引出或补充, 可近似按下式进行计算, 即w1w2w3，且w=w1+w2+w3w=w1+w2+w3=3w3=4000kgh 由以上两式可得:w1=1333kghw2=1333kghw3=1333kgh式中： 因而初估各效完成液的浓度为： xi=fx0f-w1-w2-wix3=fx0f-w3=60000.16000-1333=0.13x2=fx0f-w2-w3=60000.16000-21333=0.18x1=0.3二、估计各效溶液的沸点和有效总温差为求各效溶液沸点，需假定各效操作压强。加热蒸汽压强500kpa，冷凝器中的操作压强20kpa，其它各效二次蒸汽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：设各效间的压强降相等，则总压强差为： p=p1-pk=500-20=480kpa 各效压力差pi=p3=4803=160kpa式中，p-各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差（kpa） p1-第一次加热蒸气的压强（kpa）pk-末效冷凝器中的二次蒸气的压强（kpa）由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力, 即 p1=p1-pi=500-160=340kpap2=p1-2pi=500-2160=180kpap3=p1-3pi=500-3160=20kpa由可查得或计算得到对应的温度和汽化潜热，如表3-1，同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。表3-1 二次蒸汽温度和相应的汽化潜热 对于饱和水蒸汽，已知压强（或者温度）时可通过饱和水蒸汽表查取对应的温度（或者压强）、汽化潜热。多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：有效总温度差式中，t-有效总温度差，为各效有效温度差之和，t1-第一效加热蒸气的温度，tk-冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度， -总的温度差损失，为各效温差损失之和，=+式中，- 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，-由于液柱静压力而引起的温度差损失，-由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，各种温度差损失的计算（一）各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失杜林规则（dnhring，s rule）:某种溶液的沸点和相同压强下标准液体（一般为水）的沸点呈线性关系。根据各效二次蒸汽温度（也即相同温度压力水的沸点）和各效完成液的浓度，由氢氧化钠水溶液的杜林线图可查的各效溶液得沸点分别为：t1=143.2t1=124t1=63.3则各效由于溶液蒸汽压压下降所引起的温度差损失为：1=143.2-137.7=5.5 2=124-116.6=7.4 3=63.3-60.1=2.3所以， = 1+ 2+ 3=8.7+7.4+2.3=8.4（二）由于液柱静压力而引起的温度差损失为简便计算，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，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为：式中,蒸发器中液面和底层的平均压强，pa二次蒸气的压强，即液面处的压强，pa溶液的平均密度，kgm3液层高度，mg-重力加速度，ms2根据又因液位高度为1.5米,由naoh水溶液比重图可得下列数据:naoh水溶液密度(kgm3)av1=1460kgm3av2=1200kgm3av3=1120kgm3pav1=p1+av1gl2=340+14609.81.521000=350.7kpapav2=p2+av2gl2=180+12009.81.521000=188.8kpapav3=p3+av3gl2=20+11209.81.521000=28.2kpa根据各效溶液平均压强查得对应的饱和溶液温度为: =138.8 ; =118.8; =67.5根据 = 式中，-根据平均压强求取的水的沸点，-根据二次蒸气压强求得水的沸点, 所以，1=tpav1-t1=138.8-137.7=1.12=tpav2-t2=118.2-116.6=1.63=tpav3-t3=67.5-60.1=7.4 =1.1+1.6+7.4=10.1（三）流体阻力产生压降所引起的温度差损失 取经验值1，即1=2=3=1c，则 =3 故蒸发装置得总的温度差损失为 =+=8.4+10.1+3=29.5 （四）各效料夜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夜的温度， 1=1+1+1=5.5+1.1+1=7.6c 2=2+2+2=7.4+1.6+1=10c 3=3+3+3=2.3+7.4+1=10.7c各效料夜得温度为：t1=137.7+7.6=145.3，t2=116.6+10=126.6 ，t3=60.1+10.7=70.7有效总温度差为t=ts-tk-由手册查的500kpa饱和蒸气的温度为151.7，气化潜热为2113kj/kg,所以，t=ts-tk- =151.7-60.1-26.3=65.3三、加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算若系统的热损失和溶液的稀释热可忽略不计, 加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出,则溶液的热焓可用定压比热来计算, 即第i效的焓衡算式为：qi=diri=fcpo-w1cpw-w2cpw-wi-1cpwti-ti-1+wiri第i效的蒸发量的 计算式为wi=（diriri+fcpo-w1cpw-w2cpw-wi-1cpwti-1-tiri）式中，-第 i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时 di=wi-1 - 第 i 效加热蒸气的汽化潜热 -第 i 效二次蒸气的汽化潜热-原料液的比热 -水的比热，-分别为第 i 效及第i-1效溶液的沸点对于沸点进料， t0=t1，由前面可知道，r1=2113kj/kg，r1=2155 kj/kg ,代入 w1=d1r1r1=d121132155=0.9805d1 -(a)第二效的热衡算式为: w2=w1r2r2+fcpo-w1cpwt1-t2r2由前面可知道，r2=2155kj/kg，r2=2214 kj/kg，所以w2=w1r2r2+fcpo-w1cpwt1-t2r2 =21552214w1+（60003.917-4.187w1）145.3-126.62214 =0.9380w1+198.5 -(b)第三效的热衡算式为:w3=（w2r3r3+fcpo-w1cpw-w2cpwt2-t3r3）由前面可知道，r3=2214kj/kg，r3=2355 kj/kg,所以w3=（w2r3r3+fcpo-w1cpw-w2cpwt2-t3r3）=22142355w2+(60003.917-4.187(w1+w2）)126.6-70.72355=0.8409w2-0.0992w1+557.0 -(c)又因 w1+w2+w3=4000 -(d)联立(a),(b),(c),(d)式,解得: =1171.2kg/h =1297.1kg/h =1531.1kg/h d1= 1194.5kg/h四、蒸发器的传热面积的估算任意一效的传热速率方程为 式中，-第 i 效的传热速率，w-第 i 效的传热系数，w/（m2, ）-第 i 效的传热温度差，si-第 i 效的传热面积，m2在三效蒸发中，为了便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器，即，s1=s2=s3=s各效蒸发器的总传热系数：k1=1800wm2.k，k1=1200wm2.k，k1=600wm2.kq1=d1r1=1150.2211310003600=7.011105wt1=t1-t1=151.7-145.3=6.4s1=q1k1t1=7.01110518006.4=60.8 m2q2=w1r2=1171.2215510003600=7.011105wt2=t2-t2=t1-t2=137.7-126.6=11.1s2=q1k1t1=7.011105120011.1=52.6m2q3= w2r3=1297.1221410003600=7.977105wt3=t3-t3=t2-t3=116.6-70.7=45.9s3=q3k3t3=7.97710560045.9=29.0m2 误差1-sminsmax=1-29.060.8=0.52，误差较大，应调整各效得有效温度，重复上述计算过程。五、有效温差的再分配 平均传热面积:s=s1t1+s2t2+s3t3t=60.86.4+52.611.1+29.045.96.4+11.1+45.9=36.3m2重新分配有效温度差:t1=s1st1=60.836.36.4=10.7t2=s2st2=52.636.311.1=16.1t3=s3st3=29.036.345.9=36.7六、重复上述计算步骤（一）、计算各效溶液浓度 x3=fx0f-w3=60000.16000-1531.1=0.1343 x2=fx0f-w2-w3=60000.16000-1297.1-1531.1=0.1892 x1=0.3（二）、计算各效溶液沸点第一效溶液浓度和二次蒸汽压强保持不变,各种温度差损失可视为衡值，故第一效溶液的沸点t1=145.3. t2=t1=t3-t1=148.5-10.3=138.2由于第二效二次蒸汽温度为t2/=119.4,再由x2=0.241查杜林曲线得ta2=132,所以第二效料液的温度为t2=ta2+2+2同理t2=t1=t3-t1再由t1/ =142.6，x1=0.142查杜林曲线得: ta1=148t2=ta2+2+2说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效温度差为 温度差重新分配后，各效温度情况列于下表:效次iiiiii加热蒸气温度，151.7139.5118.8有效温度差，10.716.136.7料夜温度（沸点），145.3123.482.1（三）、各效焓衡算t1=139.5c，r1=2148.7kjkg t2=118.8c ，r2=2204.2kjkg t3=60.1c，r3=2355kjkg w1=d1r1r1=d121132148.7=0.9834d1 -(a)第二效的热衡算式为: w2=w1r2r2+fcpo-w1cpwt1-t2r2由前面可知道，r2=2148.7kj/kg，r2=2204.2kj/kg，所以w2=w1r2r2+fcpo-w1cpwt1-t2r2 =2148.72204.2w1+（60003.917-4.187w1）145.3-123.42204.1 =0.9121w1+180.2 -(b)第三效的热衡算式为:w3=（w2r3r3+fcpo-w1cpw-w2cpwt2-t3r3）由前面可知道，r3=2204.2kj/kg，r3=2355kj/kg,所以 w3=（w2r3r3+fcpo-w1cpw-w2cpwt2-t3r3）=2204.22355w2+(60003.917-4.187(w1+w2）)123.4-82.12355=0.8628w2-0.0732w1+411.3 -(c)又因w1+ w2+ w3=4000 -(d)联立(a),(b),(c),(d)式,解得: =1207.8kg/h =1308.0kg/h =1474.9kg/h d1= 1228.2kg/h与第一次热量恒算所得结果比较，其相对误差为：1-1171.21207.8=0.0301-1297.11308.0=0.0081-1171.21207.8=0.038计算的相对误差均在0.05允许范围之内股计算得各效蒸发面积合理。其各效溶液浓度无明显变化不必再算。（四）、蒸发器传热面积的计算q1=d1r1=1228.2211310003600=7.209105wt1=10.7 s1=q1k1t1=7.209105180010.7=37.4 m2q2=w1r2=1207.82148.710003600=7.209105wt2=16.1 s2=q2k2t2=7.209105120016.1=37.3m2q3= w2r3=2204.21308.010003600=8.008105wt3=36.7 s3=q3k3t3=8.00810560036.7=36.4m2误差1-sminsmax=1-36.437.4=0.0260.05，迭代计算结果合理，取平均传热面积s=37.0m2 。七、计算结果效数123冷凝器加热蒸汽温度()150.9142.6119.460.7操作压强pi/ (kpa)389.7195.12020溶液沸点ti153.7134.4103.2完成液浓度(%)3018.9213.43蒸发水量wikg/h1207.81308.01474.9生蒸汽量d kg/h1228.2传热面积si m237.037.037.0表中操作压强按查得，按查得，p3=pk=20kpa. 第四章 蒸发器的主要结构尺寸计算一、加热管的选择和管数的初步估计由n=sd0(l-0.1)可知当蒸发器加热管选取：， 的无缝钢管 s=37.0m2 s-蒸发器的传热面积，m2 l-加热管长度，m； d0=0.057m d0-加热管外径，m；当加热管的规格与长度确立后，可由下式初步估算所需管子数， 因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算时的管长应用（l0.1）m. n=sd0(l-0.1)=37.00.057（2.0-0.1）=109根二、循环管的选择循环管截面积是根据是循环阻力尽量减小的原则来考虑的。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%-100%。加热管的总截面积可按计算。循环管内径d1以表示，对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数，取加热管的面积85%，则 4d12=0.85n 4di2对于加热面积较小的蒸发器，应选取较大的百分数： d1=0.85n di=0.851090.05=0.481选取管子的直径为：5009.5，循环管管长与加热管管长相同为2.0m。三、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。加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。目前以三角形排列居多。查表4-4，加热管的管心距管子按正三角形排列，管束中心线上管数 nc=1.1n=1.1109=12初步估算加热室内径，即 其中 取 。则 di=7012-1+1.457=850mm查国家标准压力容器公称直径表和表4-5选取加热室壳体内径850mm，壁厚12mm以该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通过作图,求得加热管数n=113根，而初步估算n=109根其相对误差 1-109113=0.0350.05所以误差不大，计算合理，所以循环管的规格一次选定85012mm。式中 -分离室的体积，m3; -某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; -某效蒸发器二次蒸汽密度，kg/m3 ， -蒸发体积强度，m3/(m3.s)。一般用允许值为为方便起见，各效分离室的尺寸取一致。分离室体积宜取其中较大者。蒸发强度选因为末效体积最大，故分离室体积为v=w3600u=w336003u=1474.936000.1361.4=2.15m3确定了分离室的体积，其高度与直径符合下列关系， 考虑到蒸发体积强度vs，一般为1.11.5m3（s.m2），故取1.5m3（s.m2）有vsvs=4d2h利用此关系确定高度和直径时应考虑如下原则：(1)分离室的高度与直径之比。(2)在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造方便。(3)高度和直径都适于施工现场的安放。故选d=0.978m d=978mmh=1.9m h=1900mm五、接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算式中 -流体的体积流量 m3/s ；-流体的适宜流速 m/s ，估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。（一）、溶液的进出口 对于逆流加料的三效蒸发，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。取流体的流速为1.4 m/s；d1=4vsu=46000360014601.4=0.032m所以取383mm规格管。（二）、加热蒸气进口与二次蒸汽出口 各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。第iii效体积流量最大，取流体的流速为25 m/s ，故d2=4vsu=41474.936001.4625=0.119m所以取1274mm规格管。（三）冷凝水出口冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。取流体的流速为0.08 m/s d3=4vsu=41474.9360014600.08=0.067m所以取733mm规格管。第五章 蒸发装置的辅助设备一、气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器或除沫器。选择惯性式除沫器，其工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。在惯性式除沫器的主要尺寸关系： 由加热蒸气进口与二次蒸汽出口接管尺寸， d0=d2=119mm所以 d1=119mm d2=179mm d3=238mm h=d3=238mm h=0.5d1=60mm所以除沫器内管选用1274mm除沫器外罩管选用1947.5mm除沫器外壳管选用27317mm二、蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。多层孔板式蒸气冷凝器二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷却效果好，结构简单，操作方便，价格低廉，因此被广泛采用。所以，选用多层孔板式蒸气冷凝器。（一）、冷却水量vl根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表4-13可查得。 式中，-冷却水量m3/h； -所需冷凝的蒸汽量，kg/h因为计算值值偏低，故设计时取 查图4-13 x=50kgm3 wv=1474.9kgh实际取vl=1.251474.950=36.87m3h（二） 冷凝器的直径根据进入冷凝器的二次体积流量，由于二次蒸气流速为1520ms用流量公式求出冷凝器直径d=41474.93600200.136=0.438m所以选冷凝器直径48020mm（三）淋水板的设计（1） 淋水板数： ，淋水板取4块（2） 淋水板间距： 又l0=d+(0.150.3)m 取 l0=0.438+0.2=0.638m l1=0.7l0=0.70.638=0.447m l2=0.7l1=0.70.447=0.313m l3=0.7l2=0.70.313=0.219m所以取， l0=0.638m l1=0.447m l2=0.313m l3=0.219m（3） 弓型淋水板的宽度：最上面一块=（0.80.9）d，其他各淋水板b=d/2+0.05 m所以， b=0.85d=0.850.438=0.372m b=d2+0.05=0.4382+0.05=0.269m（4） 淋水板堰高h： d=438mm500mm，所以，h=40mm（5） 淋水孔径： 冷却水循环使用,取d=10mm（6） 淋水孔数： 淋水孔冷却水流速式中，淋水孔的阻力系数，=0.950.98 水流的收缩系数，=0.800.82 h淋水板的堰高，m 淋水孔数n=vl36004d2u0 n=36.87360040.0120.70=187考虑到长期操作易堵,最上层板的实际淋水孔数应加大10%15%，其他各板孔数应加大5%，最上一板孔数为 n=n（1+0.1）=206其他各板孔数为n1=n1+0.05=197 第六章 设计结果一览表一、多效蒸发的工艺计算效数123冷凝器加热蒸汽温度()150.9142.6119.460.7操作压强pi/ (kpa)389.7195.12020溶液沸点ti153.7134.4103.2完成液浓度(%)3018.9213.43蒸发水量wikg/h1207.81308.01474.9生蒸汽量d kg/h1228.2传热面积si m237.037.037.0二、蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计蒸发器加热管长度2.0m加热管管径573.5mm循环管管径5009.5mm加热室内径85012mm加热管数目113分离室直径978mm分离室高度1900mm接管溶液进出口管383mm加热蒸汽与二次蒸汽进出口管1274mm冷凝水出口管733mm气液分离器二次蒸汽的管径119mm除沫器内管的直径119mm除沫器外罩管的直径179mm除沫器外壳直径238mm除沫器的总高度238mm除沫器的内管顶部与器顶的距离60mm蒸汽冷凝器冷却水量36.87m3/h冷凝器的直径0.438m淋水板数4弓形淋水板的宽度372mm/269mm淋水板堰高40mm淋水板孔径10mm淋水板孔数187第七章 设计综述化工原理课程以单元操作为内容，以传递过程原理和研究方法论为主线，研究各个物理加工过程的基本规律，典型设备的设计方法，过程的操作和调节原理。化工原理课程教学包括三个环节，即：理论课教学、实验课教学和课程设计。实验课与理论课同步进行，课程设计安排在化工原理理论课之后进行。实验课程的设计思想：培养学生动手能力、观察能力、综合分析和处理问题的能力。课程设计是一个总结性的教学环节，针对化工厂中一个实际的化工单元操作，完成主体设备的工艺设计，附属设备的选型设计，主体设备总图的绘制。通过课程设计，使学生掌握化工设计的程序和方法，学会查阅资料、使用手册、选用数据和公式、合理确定工艺流程、正确进行工艺计算、用技术经济的观点评价设计结果，用文字、数表、图纸表达设计思想、以及严谨认真的工作态度。通过本次课程设计，主要收获了以下几个方面。一、提高能力（1）熟悉查阅文献资料、搜集有关数据、正确使用公式。（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。（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）用精炼的语言、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。二、增长知识本次做的是蒸发装置的设计。蒸发操作大量用于化工、制药、食品、生物等生产。由此可见蒸发在现实生产生活中的作用极其重要。蒸发的目的是实现液体混合物的的浓缩。本次设计中做到了对液体混合物之间不仅其物理参数（粘度、密度、沸点、临界热流值等），而且其他特性（可结晶性、起沫性、溶液的热稳定性等）也做了综合考虑，对设计参数做出了适当的选择和确定，有利于蒸发过程中传质与传热分离的进行。通过本次设计使我们对所学专业知识有了更加深刻的认识，而且培养了我们在今后的学习，工作中的一丝不苟的态度。三、熟悉方法（1）办公软件word的灵活运用。（2）专业绘图软件auto cad的使用。（3）工程制图的相关基本知识。当然，这是第一次做课程设计，难免会遇到各种问题。比如在工艺尺寸的选择和计算中遇到一些困难，致使设计往复好几次，还有对word排版应用不熟练，cad使用不流畅等。但我们相信经过这次的课设，以后一定会克服这些困难，轻车熟路。同时也很