蒸发器设计说明书.doc

目 录第一章 蒸发过程流程设计方案- 1 -1.1加热蒸汽压强的确定- 1 -1.2冷凝器操作压强的确定- 1 -1.3蒸发器的类型及其选择- 2 -1.4进料状况的选择- 3 -1.5多效蒸发效数的确定- 3 -1.6多效蒸发流程的选择- 4 -第二章 蒸发过程的工艺计算- 5 -2.1各效蒸发量和完成液浓度的估算- 5 -2.2估算各效二次蒸汽温度Ti- 6 -2.3计算各效传热温度差- 7 -2.4计算各效蒸发量和传热量- 10 -2.5蒸发器的传热面积- 11 -2.6温差的重新分配与试差计算- 12 -2.6.1有效温度差的重新分配- 12 -2.6.2各效溶液的组成- 13 -2.6.3各效溶液的沸点- 13 -2.6.4求加热蒸汽用量及各效蒸发量- 15 -2.6.5蒸发器的传热面积- 16 -第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计- 17 -3.1加热管的选择和管束的初步估计- 17 -3.2循环管直径的选择- 17 -3.3加热室直径及加热管数目的确定- 18 -3.4分离室直径与高度的确定- 19 -3.5接管尺寸的确定- 20 -3.5.1溶液进出口管- 20 -3.5.2加热蒸汽与二次蒸汽接管- 21 -3.5.3冷凝水出口管- 21 -第四章 蒸发器辅助设备的设计- 22 -4.1气液分离器- 22 -4.2蒸汽冷凝器- 23 -本设计的评述- 25 -参考文献- 26 -第一章 蒸发过程流程设计方案1.1加热蒸汽压强的确定通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，若超过此温度，物料就会变质、破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发、常压蒸发或真空蒸发。一些化工厂，常装设蒸汽机或透平机以驱动发电机发电，因而蒸发用汽应考虑用蒸汽机、透平机的乏汽，直接采用未经做功的锅炉蒸汽进行减压蒸发式不经济的，乏汽压强一般在200400kPa左右。蒸发式一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其他加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高蒸汽利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但通常所用饱和蒸汽的温度不超过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用。一般的加热蒸汽压强在500700kPa范围之内。此次加热蒸汽压强选取620kPa。1.2冷凝器操作压强的确定若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高氏，溶液粘度低，传热效果好。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。但对于那些热敏性物料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用真空蒸发的。对混合式冷凝器，其最大的真空度取决于冷凝器人的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为7090kPa。此次设计选择冷凝器的真空度为80kPa，大气压强按100kPa进行计算，则绝对压强为100-80=20kPa。1.3蒸发器的类型及其选择蒸发器是一种特殊的传热设备，它与一般换热器的区别是：需要不断地将蒸发所产生的二次蒸汽出去。因此，蒸发器在结构上除设有用于进行热量交换的加热室外，还设有汽-液分离的蒸发室。此外，为了使蒸汽和液沫能有效地分离，还设有除沫器。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，因而蒸发器中热交换的一侧是饱和水蒸气冷凝，另一侧是溶液沸腾，所以传热的关键在于料液沸腾一侧。为了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。工业中常用的间壁式换热蒸发器，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、外加热式、列文式、强制循环管式等）和非循环型（升膜式、降膜是、升降膜式、刮板式等）两大类型。由于非循环型蒸发器适用于处理热敏性物料，本次设计任务中料液为糖水，不是热敏性物料，故选用循环型蒸发器，常见的循环型蒸发器比较见表1-1。表1-1 常见循环型蒸发器的比较中央循环管式悬筐式列文管强制循环式优点料液呈自然循环流动，蒸发器的结构紧凑，制造方便，操作可靠，有“标准蒸发器”之称。料液循环流动，循环速度高，热损失小，适于蒸发易结垢或有晶体析出的溶液。循环管内流动阻力小，循环速度大，传热效果好，适用于处理有晶体析出或易结垢的溶液。传热系数大，适于处理黏度较大或易结垢的物料。缺点设备清洗和检修不太方便结构复杂，单位传热面需要的设备材料量较大。设备庞大，需要的厂房高，所需要加热蒸汽压力较高。动力消耗大，利用外加动力。面对种类繁多的蒸发器，在结构和操作上必须有利于蒸发过程的进行，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，造价低，使用寿命长；（4） 能适应所蒸发物料的一些工艺特性（如粘性、起泡性、热敏性、结垢性、腐蚀性等）。本设计选用中央循环管式蒸发器。1.4进料状况的选择进料状况影响蒸发器的生产能力：（1）低于沸点进料时，需消耗部分热量将溶液加热至沸点，因而降低了生产能力；（2）沸点进料时，通过传热面的热量全部用于蒸发水分， 生产能力有所增加；（3）高于沸点进料时，由于部分原料液的自动蒸发，使生产能力有所增加。因此，根据经验和实验得出沸点进料有利于蒸发和传质过程的进行，减少蒸发过程的热损失，增大蒸发过程的处理量，本设计采用沸点进料。1.5多效蒸发效数的确定在流程设计时首先应考虑内采用单效还是多效蒸发，为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。因在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，可节省生蒸汽耗量。但不是效数愈多愈好，效数受经济上和技术上的因素所限制。经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。多效蒸发中，随效数的增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，使操作费用降低。但随效数的增加，设备费成倍增长，而所节省的生蒸汽量愈来愈少，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。技术上限制是指效数过多，蒸发操作将难以进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器的操作压强都有一定限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总传热温度差为一定值。在效数增加时，由于各效温度差损失之和的增加，使总有效传热温度差减小。当分配到各效的有效温度差小到无法保证操作呈正常的沸腾状态时，蒸发操作将无法进行下去。因此基于上述因素考虑，实际的多效蒸发过程效数并不多。多效蒸发在实践上最常采用n=24，本设计采用3效蒸发。1.6多效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、平流及错流四种。（1）并流法 溶液与蒸汽流动方向相同，均由第一效顺序流至末效。并流法的优点：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，故溶液在效间的输送可以利用效间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，会产生自蒸发（闪蒸），因而可以多产生一部分二次蒸汽。此外，此法的操作简便，工艺条件稳定。随着溶液从前一效逐效流向后面各效，其浓度增高，而温度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸发器的传热系数下降。因而并流法操作通常适用于溶液黏度随浓度变化不大的料液的蒸发。（2）逆流法 溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽由第一效进入，而原料液由末效进入，由第一效排出。逆流法的优点：随溶液的浓度沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。因此因浓度增高使粘度增大的影响大致与温度升高使粘度降低的影响相抵，故各效溶液的粘度较为接近，各效的传热系数也大致相同，适用于溶液黏度随浓度变化大的料液的蒸发。逆流法的缺点：溶液在效间的流动是由低压流向高压，由低温流向高温，必须用泵输送，故耗能大，对浓缩液在高温时易分解的料液不适用。（3）平流法 平流法系指原料液平行加入各效，完成液也分别自各效排出。蒸汽的流向仍由第一效流向末效。此种流程适合处理蒸发过程中有结晶析出的溶液。（4）错流法 亦称混流法，它是并、逆流的结合。其特点是兼有并、逆流的优点而避免其缺点，但操作过程复杂，控制困难，应用不多。根据以上特点，本设计采用并流方式。第二章 蒸发过程的工艺计算多效蒸发工艺计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）消耗量，各效水分（或溶剂）蒸发量及各效的传热面积。计算的已知参数为：溶液的流量、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。效数愈多，变量愈多，计算过程也愈复杂，但变量之间的关系仍然受物料衡算，热量衡算、传热速率方程以及相平衡等基本关系所支配。可采用多种方法进行计算，如常用的试差法，牛顿迭代法求解非线性方程组，最优化-拉格朗日乘子法。此次设计采用的是三效并流加料的蒸发流程，计算方法采用的是试差法。试差法是一种近似计算方法，它是对蒸发过程进行一些适当的简化和假设，然后按假设条件对未知参数进行估算。若计算的结果与假设的条件不符，则对假设条件进行调整并重复计算，直至两者基本符合或者相近为止。2.1各效蒸发量和完成液浓度的估算本次设计条件：糖水处理量为960t/d，糖液含糖浓度10%，温度20，完成液含糖浓度45%，糖液的组成与密度关系见表2-1。沸点进料。加热介质采用620kPa（绝压）的饱和水蒸气，冷凝器操作压力位20kPa（绝压）。原料液比热=3.95 kJ/kgK，水的比热是=4.183 kJ/kgK。三效的传热系数分别为：=3000，=1900，=1000,各效蒸发器中液面高度为2.2m。各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。表2-1 糖液组成与密度关系组成（%）10 15 20 25 30 35 40 45 50密度（kg/ m3)1038 1059 1080 1103 1127 1151 1176 1202 1230假设各效传热面积相等，并忽略热损失。每天按24小时连续运行。原料液进料流量：过程总蒸发量： 假设各效蒸发量相等，则第i效蒸发量为 ，因是三效蒸发，故因而初估各效完成液浓度为：=2.2估算各效二次蒸汽温度Ti为求各效溶液沸点，需假定各效操作压强。一般加热蒸汽压强和冷凝器中的操作压强是已知的（即选定），其它各效二次蒸汽的压强可按各效见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p为：故：第一效操作压强： 第二效操作压强：由可查得对应的温度和汽化潜热，见表2-2。表2-2 二次蒸汽的温度和汽化热初始第一效第二效第三效（KPa）62042022020（）159.9145.12123.0060.10（kJ/kg）2079.362133.262196.922354.90同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。2.3计算各效传热温度差 各效传热温差计算式 其中为前一效二次蒸汽温度（即第i效加热蒸汽温度），为第i效溶液沸点，其计算式为 式中 为第i效二次蒸汽温度，为第i效温度差损失。各效总温差损失为： （1）溶液蒸汽压下降引起的温度差损失，=16.2，为常压下溶液的沸点升高，。糖液不同质量分数对应的常压沸点升高见表2-3。表2-3 糖液不同质量分数对应的常压沸点升高(%)10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65()0.1 0.2 0.3 0.4 0.6 0.8 1.0 1.4 1.8 2.3 3.0 3.8 （2）蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失某些蒸发器操作时，蒸发器内需维持一定的液位，因而溶液内部压强大于液面上方的压强，致使实际沸腾温度较液面为高，两者之差即为因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下水的沸点和二次蒸汽压强下的水的沸点估算。平均压强按静力学方程式估算：=+，则=-式中：-蒸发器中液面与底部的平均压强，Pa； -对应下水的沸点，； -二次蒸汽（即液面处）的压强，Pa； -对应下水的沸点，； -溶液的平均密度，kg/m3； h -蒸发器内液面高度，m；取h=2.2m。（3）由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管道阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高度高于冷凝器内的压力，由此造成的沸点升高约为11.5。根据经验一般取=1。第一效：查得对应的。 又第一效的溶液沸点：第一效的传热温差：第二效：查表得相应的 又溶液沸点：传热温差：第三效：查表得相应的 溶液沸点：传热温差：计算结果见表24。表24各效温度差损失与传热温度差一效二效三效（）0.230.381.10（）0.981.648.92（）1.001.001.0（）2.113.0211.02溶液沸点（）147.33126.0271.12（）12.5719.1051.882.4计算各效蒸发量和传热量对第i效进行焓衡算，并计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失时，第i效的蒸发量计算式为：式中：第i效的加热蒸汽量，kg/h；当无额外蒸汽引出时，=； ，分别为第i效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg，且=； ，分别为原料液和水的比热，kJ/(kg；=4.183 kJ/(kg， =3.95 kJ/(kg ，分别为第i效和第i-1效溶液的沸点，；第一效：沸点进料第二效：第三效： 由于可解得： 各效传热量：2.5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，通常采用各效传热面积相等的蒸发器。若计算所得的有明显的差别时，应依据各效面积相等的原则重新分配各效的有效温度差，使趋于相等。校核第一次计算结果： 故应调整有效温度差和蒸发量，其方法如下：通常、值不会发生太大的变化，可不予考虑。因而调整后的面积、有效温度差与调整前的面积、有效温度差的关系为：=，另各效相等，将n个=相加，得=但不论如何变化，总传热温度差不变，即=，故可得：，就是调整后各效的新的温度差，从末效开始计算，重复步骤2.32.5，直至各效传热面积相近为止。2.6温差的重新分配与试差计算2.6.1有效温度差的重新分配2.6.2各效溶液的组成各效蒸发量取上一次计算值，即 则各效溶液的组成：查得： 2.6.3各效溶液的沸点因冷凝器压力和完成液组成为改变，故第三效中各种温度差损失及溶液沸点与上一次结果相同，即，由有效温差的重新分配：，可得第二效的加热蒸汽的冷凝温度第二效由可查表得相应的 查表得相应的 第一效由，查表得 查表得相应的 查表得， 计算结果见表2-5。表2-5 重新分配温度后各效的温度差损失及压力值一效二效三效（）15.2423.5644.15（）142.56115.8760.10（KPa）389.25174.2520（）2.113.1311.022.6.4求加热蒸汽用量及各效蒸发量第一效第二效第三效又可解得： 各效传热量：2.6.5蒸发器的传热面积满足要求，则平均传热面积为第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计此次设计采用的是中央循环管式蒸发器，它的主题为加热室和分离室，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、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。3.1加热管的选择和管束的初步估计加热管通常选用252.5mm、382.5mm、573.5mm等几种规格的无缝钢管，长度一般为26m。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度、溶液的气泡性和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和易起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本次设计采用的加热管为382.5mm的无缝钢管，长度为3m。由此可估算所需管数因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据一定的加热管长度，计算时的加热管长用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能最终确定。3.2循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。其截面积可取加热管总截面积的，若以表示循环管内径，则有对加热管面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，本设计取，则，但应从管子规格中选取管径相近的标准管，因此选用循环管的标准管为48028.5mm3.3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。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，而以三角形居多。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倍，目前其值已标准化，只要确定管子规格，相应的管心距则为确定值，其具体数据见表3-1。表3-1 三角形排列时加热管直径与管心距的关系加热管外径19 25 38 57管心距t, 25 32 48 70本设计采用的是三角形排列，选取加热管外径，管心距。加热室内径和加热管数采用作图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管数，管子按正三角形排列时，式中为总加热管数。初估加热室内径用进行，式中。然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径，并以该内径和循环管外径做同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画得管数n必须大于初估值，若不满足应另选一加热室内径，重新作图直至合适为止。由管板与加热管排列图，画得管数根，故符合。选择外径时，设备壳体标准及壳体内径与壁厚关系见表3-2。表3-2 设备壳体内径与壁厚的关系壳体内径，mm4007008001000 1100150016002000最小壁厚，mm 8 10 12 14本设计采用壳体内径为1200mm，最小厚度即为12mm。3.4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强度有关。分离室体积V的计算式： ()式中： 某效蒸发的二次蒸汽量， 某效蒸发的二次蒸汽密度， 蒸发体积强度，；一般允许值为。由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的U值，即可得到V。取。各效二次蒸汽量、密度不同，具体见表3-3，则按上市计算得到的V值也不相同，通常末效最大。为方便及，各效分离室的尺寸可取一致，分离室体积取较适宜者。表3-3 二次蒸汽的密度效次123二次蒸汽的温度（）142.56115.8760.10密度（）2.103310.965960.13068考虑到分离室的高度，选用 确定了分离室的体积后，其高度与直径符合关系，确定高度与直径是应考虑一下原则：（1）分离室的高度与直径之比为。对中央循环管式蒸发器，其分离室高一般不小于1.8m，以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）高度和直径都是与施工现场的安放。综上，选分离室直径为1.2m。由此可得H3.5接管尺寸的确定接管内径计算式，估算出内径后，应从管子规格中选用相近的标准管。蒸发器的主要接管有溶液进出口管、加热蒸汽与二次蒸汽接管、冷凝书出口管。3.5.1溶液进出口管对并流三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一直的话，根据第一效溶液流量确定接管。溶液的适宜流速按强制流动（u=13m/s）考虑，设计上进出口直径可取为一致。选取溶液进出口管的标准管为764mm。3.5.2加热蒸汽与二次蒸汽接管若各效尺寸一直，则二次蒸汽体积流量应取各效中最大者，饱和蒸汽适宜流速u=3050m/s。综合考虑实际因素，本次设计选用29911.5的无缝钢管作为加热蒸汽与二次蒸汽接管。3.5.3冷凝水出口管冷凝水的排除属于自然流动（u=0.81.8m/s），接管尺寸应由各效加热蒸汽量较大者确定。本设设计选用576的无缝钢管作为冷凝水出口管。第四章 蒸发器辅助设备的设计4.1气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到了初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，还需要设置汽液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故汽液分离器又称捕沫器或除沫器。其类型较多，在分离室顶部设置的有简易式、惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部设置的有折流式、旋流式及离心式除沫器等。惯性除沫器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。它的结构简单，中小工厂应用较多。本次设计选用的也是惯性式除沫器。惯性除沫器的主要尺寸按下列关系确定：， ， 式中： 二次蒸汽的管径，m; 除沫器内管的直径，m； 除沫器外罩管的直径，m； 除沫器外壳的直径，m； 除沫器的总高度，m； 除沫器内管顶部与器顶的距离，m。， 故选取29916mm的无缝钢管为除沫器的内管；选取48016mm的无缝钢管为除沫器的外罩管；选取63016mm的无缝钢管为除沫器的外壳。4.2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。当二次蒸汽为有价值产品需要回收或会严重污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋管式及淋水管式等热交换器。当二次蒸汽为水蒸汽不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器，有多孔板式、水帘式、填充塔式及水喷射式等。二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，结构简单，操作方便，造价低廉，因而被广泛采用。多层多孔板式目前广泛使用的型式之一，其结构为在冷凝器内部装有49块不等距的多孔板，冷却水通过板上小孔分散成液滴而与二次蒸汽接触，接触面积大，冷凝效果好。但多孔板易堵，二次蒸汽在折流过程中压降增大，所以有时也采用压降较小的单层多孔板式冷凝器，但冷凝效果差。水帘式冷凝器是在器内装有34对固定的圆形和环形各班，使冷却水在各板间形成水帘，二次蒸汽在通过水帘时被冷凝，其结构简单，压降较大。填充塔式冷凝器是在塔的上部装有多孔板式液体分布器，内有装有填料。冷水与二次蒸汽在填料表面接触，提高了冷凝效果。适用于二次蒸汽量较大的情况及冷凝具有腐蚀性的气体。水喷射式冷凝器的工作原理是冷却水依靠蹦加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝，不凝气也随冷凝水由排出管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可以造成和保持系统的真空度，但单位二次蒸汽所需的冷却水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。各种型式蒸汽冷凝器的性能比较如表41。表41各种型式蒸汽冷凝器的性能比较项目型式多层多孔板单层多孔板水帘式填充塔式水喷射式水汽接面大较小较大大最大压强降1067-2000pa小，可不计1333-3333pa较小大塔径范围大小均可不宜