87kta_NaOH溶液三效蒸发装置设计说明书.doc

前言我的化工原理的课设任务是用三效蒸发装置将处理量为85Kt/a的10%NaOH溶液浓缩到32%，在设计中我们要根据一些实际情况对一些条件进行选择，通过查相关资料得到一些有关物质数据，来对三效蒸发的工艺计算，得到结果后选择合适的蒸发器的主要结构尺寸，并对蒸气装置辅助设备进行设计。我们在设计中采用了减压蒸发，因为减压蒸发有如下优点：1、在加热蒸汽温度一定的条件下，蒸发器传热的平均推动力增大，使传热面积减小；2、可以利用低压蒸气或废热蒸气作为加热介质；3、由于温度低，可以减少热损失。尤其是优点2、3对工业生产意义重大，减少热损失和传热面积意味着降低了蒸发的设备成本和运行成本，从而使企业获得更大的效益。化工原理是化工类及相近专业一门重要的技术基础课，它是综合运用数学、物理、化学等基础知识，分析和解决化工类型生产中各种物理工程问题的工程学科。它对我们化工类专业的重要性更是不言而喻。平时我们在课堂上学到的都是一些理论知识，做的题都是一些计算型的题目，我们缺乏根据实际情况自己选择合适数据进行计算设计的综合能力。而化工原理课程设计的目的就意在培养训练分析和解决工程实际问题的能力，我相信通过两周的课程设计，我们能够更融会贯通的综合运用学到的知识，提高自己独立的工作能力，为毕业后走上工作岗位打下良好的基础。我也衷心的希望这本书能为读者带来帮助。由于本书作者的水平及时间所限，书中难免有疏漏及错误之处，敬请批评指正。内蒙古工业大学课程设计说明书第一章 蒸发方案的确定1.1加热蒸汽压的确定 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。通常被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，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，因此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温度不超过180，超过时相应的压强，这将增加加热的设备费用和操作费用。所以加热蒸汽压强在400-800范围之内。故选择加热蒸汽压强600kPa(绝)。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温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，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。故冷凝器操作真空度为80kPa。1.3 蒸发器的类型 蒸发器有很多类型，在结构和操作上必须有利于蒸发过程的进行，选型时考虑一下原则：1. 尽量保证蒸发过程具有较大的传热系数，满足生产工艺过程的要求；2. 生产能力大，能完善分离液沫，尽量减缓传热壁面上污垢的形成；3. 结构简单，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特殊工艺特性根据以上原则选择中央循环管式蒸发器，其加热室由垂直的加热管束构成，在管束中央有一根直径较大 的管子，称为中央循环管，其截面积为加热管束总截面积的40%-100%。当壳程的管间通入蒸汽加热时，因加热管（细管）内单位体积的受热面积大于中央循环管（粗管）内液体的受热面积，因此粗、细管内液体形成密度差，加之加热细管内蒸汽的抽吸作用，从而使得溶液在中央循环管下降、在加热管内上升的连续自然流动。溶液在粗细管内的密度差越大，管子越长，循环速度越大。主要的是溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。且这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，因此选择中央循环管式蒸发器。1.4 蒸发效数的确定在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽加以利用，可节省生蒸汽的消耗量，故为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。除此之外，受到经济和技术上的限制，效数过多经济上不合算，技术上蒸发操作将难以进行。也为了保证传热的正常进行，各效的有效传热温度差不能小于6-10.且此次蒸发溶液12%NaOH为电解质溶液，故选择蒸发效数为3效。1.5 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。并流法亦称顺流法，是指料液和蒸汽呈同向流动的蒸发过程。因为各效之间有比较大的压强差，料液能自动从前效进入后效，可以省去输送物料泵，前效的温度高于后效，料液能自动从前效进入后效，可省去输送物料泵；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，可以产生自蒸发；且并流法结构紧凑、操作简便、应用广泛。但由于后效较前效温度低、浓度大，因而逐效料液的粘度增加，导致传热系数下降。因此并流法操作通常适用于溶液粘度岁浓度变化不大的料液蒸发。逆流法即料液于蒸汽呈逆流操作。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。因而逆流法操作适用于粘度较大的料液蒸发，但由于逆流操作需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。平流法即各效都加入料液，又都引出浓缩液。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。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，但操作复杂，控制困难，应用不多。综合比较，选择并流蒸发流程。1.6 进料温度的选择 进蒸发器料液温度的高低直接影响到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，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，以实现节能消耗。 故选择沸点进料。 第二章.三效并流蒸发设计计算2.1估计各效蒸发量和完成液浓度Fx0=（F-W）x3（1）其中 F每小时的进料量，Kg/hW每小时的水份蒸发总量，Kg/h WF（1）（1）7305Kg/h假设各效蒸发量相等 Wi=W/n因为W= W1+ W2 + W3 计算出各效的蒸发量WiW1=W2=W3=2435Kg/h由（1）式得 （2） 由（2）式得 计算出各效的浓度x1= = 0.13x2= 0.185x3=0.322.2估算各效二次蒸蒸汽温度一般加热蒸汽压强P1和冷凝器中的操作压强Pn是已知的设=600 kPa Pn=20 kPa各效间的平均压力差为pi=193.33kPa由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即 =P1-Pi = 600 193.33=407kPa = P1- 2Pi =600-2193.33=214kPa= P1- 3Pi=20 kPa表1 有关资料列表效数各效蒸发室压强, kPa40721420二次蒸气温度Ti，(或下一效加热蒸汽温度)144.0121.760.1二次蒸气的气化潜热ri，KJ/Kg(或下一效加热蒸气的氢化热)2138.52198.62354.92.3计算各效传热温度差计算溶液温差蒸汽压下降引起的温度差K=1+0.142x m=150.75-2.71 上述式中：-一定压强下水溶液的沸点，； -对应压强下水溶液的沸点，； 和-常数； -溶液浓度，质量分率。第一效：K=1+0.142x =1+0.1420.13=1.02m=150.75-2.71=150.750.13-2.710.13=2.20tA1=1.02144.0+2.20=149.081 = tA1 tw1 =148.82-143.97=5.08第二效：K=1+0.142x=1+0.1420.185=1.03m=150.75-2.71=150.751.85-2.710.185=4.66tA2 =1.027 122.24+4.93=130.472 = tA2 tw2 =130.47-122.24=7.86第三效：K=1+0.142x =1+0.142 0.30=1.05 m=150.75-2.71=150.75-2.710.3=14.57 tA1=ktw1+m=1.0460.1+12.75=75.213 = tA3 tw3=75.21-60.06=17.23 求由于液柱静压力而引起的温度损失为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均压力区值（L=2.7m）Pm = Pi + （其中l为液面高度，m）（3）=-（4）式中：-蒸发器中液面与底部的平均压强，Pa； -对应下水的沸点，； -二次蒸汽的压强，Pa； -对应下水的沸点，； -溶液的平均密度，； -蒸发器操作时的液面高度，。所以 Pm1 = P1+ =407 + =421.20kPa Pm2 = P2+ =214 + = 228.97kPaPm3 = P3+ = 20+ = 37.48kPa由平均压力查得对应饱和温度为T Pav1 =145.19 T Pav2 =124.42 T Pav3=72.586所以 1 = T Pav1 T1 =145.22144.0= 1.222= T Pav2 T2 = 123.80121.7=2.103= T Pav3 T3 = 67.460.1 = 7.3 由流动阻力引起的温差损失 取经验值1，即1=2=3 =1综合(1)(2)(3)步得总温度损失各效料液的温度和有效总温差所以各效沸点为 2.4 计算各效蒸发量和传热量蒸发量第1效 因沸点进料，故热利用系数=0.98-0.7其中为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化.取=0.98-0.7（0.13-0.1）=0.959查水蒸气表，压力为600kpa的加热蒸汽的气化热=2091.1kJkg,=151.3的二次蒸汽汽化热=2138.5 kJkg将以上数据代入 并考虑热利用系数得 =0.94 (a) 第2效第2效中溶液沸点为132.7，查水蒸气表，二次蒸汽的汽化热=2198.6 kJ/Kg kJ/Kg 无额外蒸汽引出时 其中 F-原料液流量量,Kg/h；ri-第i效加热蒸汽的汽化潜热,K/Kg；-第i效二次蒸汽的汽化潜热, K/Kg； -原料液的比热容,K/(Kg/)；-水的比热容, K/(Kg/)；ti,ti-1-分别为地i效和第i-1效溶液的温度(沸点), ；对于沸点进料t0=t1,考虑到NaOH溶液浓度浓缩热影响，热利用系数算式为W2= 0.886+296.9(b)第3效第3效中溶液沸点为=85.6，查水蒸气表，二次蒸汽的气化热=2354.9kJkgkJkg =709.8- (c) 又 =7305 (d)联解式(a)至(d),可得W1=2449.5Kg/h W2=2461.7Kg/hW3=2338.4Kg/h D1=2605.9Kg/h 传热量各效传热量的计算式为式中：-第i效加热蒸汽量,kgh；无额外蒸汽引出时，;分别为第i效加热蒸汽、及第i-1效二次蒸汽的汽化潜热，kJkg=2605.92091.1=5.45www2.5蒸发器传热面积估算 , S1= m2S2= m2S3= m2误差，误差较大，应调整各效有效温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。2.6有效温差的再分配平均面积 m2若使各值保持不变则有tiiti其中ti是各效经过有效温差再分配后的温差t1= t2=t3=2.7重复上述步骤2.7.1 计算各效料液的质量分数 X1= X2= =0.322.7.2 估算各效二次蒸汽温度因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液温度仍为85.6即 =85.6 则第效加热蒸气的温度为 = 85.6+27.7=113.3则效二次蒸温度；T2=113.3 =0.185所以第一效=140.26 =0.13所以=147.56+11.1=158.66温差重新分配后各效温度列于表2表2 各效温差重新分配表效次加热蒸汽温度， T1=158.66T1=140.26T2=113.3有效温差，t1=11.1t2=16.0t3=27.7料液温度，t1=147.56t2=124.26t3=计算各效蒸发量查手册得出 r1=2090.1 r1=2148.7KJ/Kg ； r2=2226.0KJ/Kg r3=2355.1KJ/Kg 。第效=0.98-0.7=0.98-0.7(0.13-0.10)=0.959=0.959=0.932(e)第效=0.98-0.7=0.98-0.7(0.185-0.13)=0.94W2= 0.907+376.5（f）第效 =576.8-(g)又 W1+W2+W3=7305(h) 联解式(e)至式(h)，得W1=2442.7Kg/h W2=2496.8Kg/hW3=2365.8 Kg/h D1=2620.9Kg/h2.7.4蒸发器传热面积计算= = = m2S3= m误差符合要求取S=(1+7%)=1.07=98.9所以S取100m2第三章 蒸发器主要结构工艺尺寸的设计3.1加热管的选择和管数的初步估算计算平均面积；S=100m2 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=3m,d0=38mm有= 根3.2循环管的选择有经验公式循环管内径D1=d0=38=541mm 查表取5609.0mm 3.3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=1.1=1.119 =1.5 t=48mm加热室内径Di=t(nc-1)+2其中t为管心距Di=0.048(19-1)+21.5*38=978mm,取Di=1200mm 最小壁厚12mm画图得管数n=3363.4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，kg/h 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1.52.5m3/（m3s） 取U=2 m3/（m3s）；为第三效二次蒸汽冷凝温度60.1时的密度即=0.130kg/m3 所以V3=分离室高度H与直径D的关系：V=D2H,H:D=1.7求出H=2.05m 取H=2.1 1.8m D=1.24m取D=1.3m3.5接管尺寸的确定流体进出口的内径按d=计算（1）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 =1-3 m/s,所以取u = 2 m/s 则有d= m，取管为核算：u= 解出u=1.7m/s （2）加热蒸汽进口与二次蒸气接管加热蒸汽即为各效二次蒸汽，故其接管尺寸相同，因此取体积流量最大者计算尺寸。二次蒸汽体积流量取各效最大者,故取W3=2365.5kg/h, =0.9635kg/m3,u=40m/s根据公式d=计算：加热蒸汽：取u=40 m/s ; Vs= 则所以取3519mm核算：0.41= 解出u=39.9m/s（3）冷凝水出口第一效质量流量最大，所以用第一效质量流量来计算冷凝水出口管尺寸，按自然流动的液体计算，u=0.81.8 m/s,取u=1.2m/s，则计算出d= = =25.2mm取管 核算： 解得u=0.93m/s4、 蒸发装置辅助设备的设计4.1 气液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽然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，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。惯性式除沫器的主要尺寸按下列关系确定：， ， ， h=(0.4-0.5)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； -除沫器外壳直径，m; H-除沫器的总高度，m; h-除沫器内管顶部与管顶的距离，m。=0.351m, =0.527m, =0.702m, H=0.702m, h=0.45=0.144m4.2 蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将末效蒸发器产生的二次蒸汽冷凝。下面重点介绍一下水喷射式冷凝器的设计。工作水量的计算对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量取决于被冷凝蒸汽的焓值、冷却水的进出口温度，可按下式计算：式中：W-冷却水用量，kgh； I-蒸汽的焓，kJkg D-冷凝蒸汽量，kgh； 、-冷却水进出口温度，（冷却水可循环利用）； -冷却水平均比热，kJ/(kg. )。D=2365.5 kgh，令=17、=25，查表得I=2606.4 kJ/kg，=4.18 kJ(kg. )=176981 kg/h喷射器结构尺寸计算喷嘴数n及喷嘴直径：通过一个喷嘴的水流速度为： （m/s）式中：-工作水通过喷嘴的压强差，Pa，即工作水进口压强与混合室压强（吸入压强）之差；-水的密度，kg/-流量系数，可取0.93-0.96。喷嘴直径一般为12-22mm,选定后，喷嘴个数n的确定为：=0.015m, =0.95, =999.0 kg/= m/s,所以n=12文氏管喉部直径：式中：-排出压强与吸入压强之差，Pa。mm水喷射器其它各部尺寸为：文氏管喉部长度 文氏管收缩口直径 文氏管收缩段长度 文氏管收缩角度 文氏管扩散段直径 文氏管扩散段长度 文氏管扩散段角度 第五章 设计结果一览表表5-1 进料条件效数第一效第二效第三效完成液浓度%13.018.532蒸汽流量kg/h2242.72496.82365.5传热面积91.492.892.9表5-2 蒸发设备的数据蒸发器尺寸加热管高度3m循环管内径541加热管管径加热管数目336根加热室内径分离室直径分离室高度接管尺寸溶液进出口管加热蒸汽与二次蒸汽接管冷凝水出口管除沫器总高度除沫器内管顶部与器顶距离除沫器内管直径除沫器外罩管直径除沫器外壳直径蒸汽冷凝器喷嘴个数12喷嘴直径