【优秀word论文】甘蔗糖厂50th四效真空蒸发系统的优化设计

毕业设计（论文）题目甘蔗糖厂50T/H四效真空蒸发系统的优化设计摘要在已知蔗汁锤度为15的情况下，设计一个处理量为50T/H的四效蒸发器，蔗汁经过处理后锤度为60。本设计选择中央循环管式蒸发器进行并行法沸点进料，根据已知的加热蒸汽压及末效的冷凝器气压，由各效之间蒸汽压降相等来估算各效的加热蒸汽压，再假设各效蒸发量相等可以计算出各效传热温差。算出各效传热系数及各效传热量后后便可求出各效传热面积。用蒸发器传热面积相等的方法重新分配传热温差，可求出各效液的沸点进而求出新的有效传热温差及各效传热量，最后可计算出传热面积。计算出传热面积后，便可选择蒸发器加热管型号及确定管数，加热管进行三角形排列。由管板大小可确定加热室内径，蒸发室内径及高度由二次蒸汽流量确定。蒸发室、加热室筒体厚度及封头厚度由蒸汽压大小进行设计，设计后并进行受压元件的强度计算与应力校核。接管尺寸及型号的选择由蒸汽压及蒸汽流量共同决定。蒸发器辅助设备主要有气液分离器、蒸汽冷凝器、支座等，本设计选择惯性式气液分离器、水喷射冷凝器、耳式支座。本设备严格按照GB1501998钢制压力容器进行制造、检验、验收。设备设计细节、工艺尺寸、安装尺寸等详见CAD图纸。关键词蒸发量温度损失有效温差传热系数传热面积工艺尺寸设计THESYSTEMOPTIMIZEDDESIGNOFTHEPROCESSLOAD50T/HSOMESUGARREFINERY4EFFECTVACUUMEVAPORATEABSTRACTINSUGARCANEJUICEHAMMERKNOWNDEGREESFOR15OFTHECASES,DESIGNACAPACITYOF50T/HFOUREFFECTEVAPORATOR,SUGARCANEJUICEPROCESSEDHAMMERDEGREEIS60THISDESIGNCHOICECENTRALLOOPTUBEEVAPORATORBOILINGPOINTINCOMINGPARALLELMETHODACCORDINGTOTHEKNOWNATTHEENDOFTHEHEATINGSTEAMPRESSUREANDTHEEFFECTOFCONDENSERPRESSURE,BYTHEEFFECTBETWEENSTEAMPRESSUREDROPEQUALTOESTIMATETHEEFFECTOFTHEHEATINGVAPORPRESSURE,SUPPOSEEACHEQUALEFFECTEVAPORATIONCANCALCULATETHEHEATTRANSFERTEMPERATUREDIFFERENCECALCULATETHEHEATTRANSFERCOEFFICIENTOFTHEEFFECTANDTHEEFFECTAFTERHEATTRANSFERTOCALCULATETHEHEATTRANSFERAREAUSETHEMETHODOFTHEEVAPORATORHEATTRANSFERAREAISEQUALTOREDISTRIBUTEHEATTRANSFERTEMPERATUREDIFFERENCE,TOFINDOUTTHEEFFECTOFLIQUIDBOILINGPOINTANDTHENTAKETHENEWEFFECTIVEHEATTRANSFERTEMPERATUREDIFFERENCEANDHEATTRANSFER,FINALLYTOCALCULATETHEHEATTRANSFERAREATOCALCULATETHEHEATTRANSFERAREA,YOUCANCHOOSETHEEVAPORATORHEATINGTUBETYPEANDDETERMINETHENUMBEROFTUBE,HEATINGPIPEFORTRIANGULARARRANGEMENTTUBEPLATESIZECANBEDETERMINEDBYTHEHEATINGCHAMBERSIZE,EVAPORATIONCHAMBERDIAMETERANDHEIGHTCANBEDETERMINEDBYTHESECONDARYSTEAMFLOWTHEEVAPORATIONCHAMBER,HEATINGCHAMBERSHELLTHICKNESSANDTHEHEADTHICKNESSWEREDESIGNEDBYSTEAMPRESSUREAFTERTHATWEHAVETOCALCULATIONANDSTRESSCHECKFORPRESSURIZEDCOMPONENTSSTRENGTHPIPESIZEANDTYPESELECTIONBYTHESTEAMPRESSUREANDSTEAMFLOWTOGETHERDETERMINEEVAPORATORAUXILIARYEQUIPMENTMAINLYHAVESPIRITLIQUIDSEPARATOR,STEAMCONDENSER,BEARINGS,ETC,THISDESIGNCHOICEOFINERTIATYPEGASLIQUIDSEPARATOR,WATERJETCONDENSER,EARTYPEBEARINGTHISEQUIPMENTWASINSTRICTACCORDANCEWITHTHEGB1501998“STEELPRESSUREVESSELMANUFACTURING,INSPECTIONANDACCEPTANCEEQUIPMENTDESIGNDETAILS,SIZE,INSTALLATIONDIMENSIONSWASSHOWNINTHECADDRAWINGS,ETCKEYWORDSEVAPORATIONTHETEMPERATURELOSSEFFECTIVETEMPERATUREDIFFERENCEHEATTRANSFERCOEFFICIENTHEATTRANSFERAREADESIGNSIZE目录前言1第一章蒸发过程流程设计方案211加热蒸汽压强的确定212冷凝器操作压强的确定213蒸发器的类型及其选择214进料状况的选择315多效蒸发效数的确定316多效蒸发流程的选择4第二章蒸发过程的工艺计算621各效蒸发量和完成液浓度的估算622估算各效二次蒸汽温度TN723计算各效传热温度差824计算各效蒸发量和传热量1025蒸发器的传热面积1226温差的重新分配与试差计算13261有效温度差的重新分配13262各效溶液的组成14263各效溶液的沸点14264求加热蒸汽用量及各效蒸发量17265蒸发器的传热面积1827计算结果总表18第三章蒸发器主要结构工艺尺寸的设计2131加热管的选择和管束的初步估计2132循环管直径的选择2133加热室直径的确定2234分离室直径与高度的确定2235封头设计计算2436接管尺寸的确定24361溶液进出口管24362加热蒸汽与二次蒸汽接管24363冷凝水出口管25364不凝性气体排出管2537主要受压元件的强度校核26371筒体厚度的校核26372封头强度校核28第四章蒸发器辅助设备的设计3041气液分离器3042蒸汽冷凝器3143支座设计32结语33参考文献34附件35致谢59前言国内外蔗糖厂蒸发器的改进目标，大致是趋向于节约能源、电能，提高效率、减小糖分转化损失、避免色值增加、节省投资，污垢少于易于清除等指标要求。从糖厂传统用的标准蒸发罐到长管升膜式蒸发罐、长管降膜式蒸发罐、到容器升膜板式蒸发罐、容器降膜板式蒸发罐，不断改进，进而不设计出一种塔式容器型降膜式蒸发器等不断的提高、改进蒸发设备。我国是世界上第三大产糖国家和食糖消费国，有大中小型制糖厂400多家，而广西是全国甘蔗的主产区，拥有发达的制糖工业，其总体规模和实力长期处在全国各省各区前茅。众所周知，糖厂是耗能大户，目前糖厂传统的蒸发工业大多采用多效蒸发，需要消耗大量的高温高压蒸汽，燃烧燃料以制水蒸气所耗能及所需费用，仅次于原料（甜菜或甘蔗），而占糖厂产品原料成本的第二位，传热设备的投资占总设备费的40左右。传统的蒸发工艺大多存在设备结构复杂，成本高，易结垢且维修、除垢过程费用高，传热系数低，能耗高等特点。因此可看出，我国制糖工业的节能潜力很大。我们通过研究应用新技术、新工艺和新设备，可以将制糖工艺节能水平提高一大步，显著增加企业的经济效益，减小能源的损耗，使广西的制糖业得到更好的发展。中央循环管式蒸发器也称标准蒸发器，是运用得较早的蒸发器，也是运用最广泛的蒸发器，它结构紧凑，制造方便，结构简单，但仍有较大的改进空间，因此，对中央循环进行优化设计对蔗糖工业尤为重要。其优化设计主要从以下几点入手1、占地面积小，空间高度低，结构紧凑，造价低，投资少；2、常为连续操作，亦可间歇操作，提高操作可控性；3、污垢少，清洗方便，劳动强度低，并可用清洗液循环清洗；4、使物料循环较好，正常操作时不易结焦；5、低能耗，高效率，高产量；6、设备耐用，不易腐蚀；蒸发器的运用不仅仅局限与制糖行业，在氯碱、化工、轻工、食品、制药和环保等行业均为广泛的应用，因此，优化蒸发器的设计、提高蒸发器的效率、减少能源的消耗对资源日益趋少的当今世界来说意义十分重大。第一章蒸发过程流程设计方案11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，参考传热传质过程设备设计可知，此次加热蒸汽压强选取300KPA。12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1008020KPA。13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11。表11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。14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。15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N24，本设计采用4效蒸发。16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。综上所得，本设计选用中央循环管式蒸发器，并流法四效蒸发器，其图如下四效并流蒸发器流程图11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。21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50T/H，将清汁从15BX浓缩到60BX，糖液的组成与密度关系见表21。沸点进料。加热介质采用300KPA（绝压）的饱和水蒸气，冷凝器操作压力位20KPA（绝压）。查询得原料液比热395KJ/KGK，水的比热是0PC4183KJ/KGK。各效蒸发器中液面高度设为20M。各效加热蒸汽的冷凝液均在饱PWC和温度下排出。表21糖液组成与密度关系组成（BX）101520253035404550密度（KG/M3103810591080110311271151117612021230假设各效传热面积相等，并忽略热损失。原料液进料流量F50000KG/H过程总蒸发量HKGBFW/3750615014假设各效蒸发量相等，则第N效蒸发量为，4NW因是四效蒸发，故HKG/937504321因而初估各效完成液浓度为BXWFB461893750112212BXWFB834975501321036043214各效罐中的平均锤度为（入口锤度出口锤度）/2NBX76/101B232249/33X1744BB22估算各效二次蒸汽温度TN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1P压强是已知的（即选定），根据经验公式，各效压差分配有一个比值，如表22所示NP表22各效压力差分配效序三效系统11/3010/309/30四效系统11/40105/4095/409/40五效系统11/50105/5010/5095/509/50总压力差AAAKPKPP2803050各效压力降分别为AP74/1KP53052AKPP5640/59334故第一效操作压强AKPP023730101第二效操作压强P514922第三效操作压强AK8633第四效操作压强PP020844由化工原理上册附录饱和水蒸气气压表可得各操作压力对应的温度和汽化热NPNT见表23NR表23二次蒸汽的温度和汽化热初始）（AKPPN300022301495830200（）T13347123401111094466009）（GJR/N21823421964222966227266235490同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。23计算各效传热温度差各效传热温差计算式NNTTT1其中为前一效二次蒸汽温度（即第N效加热蒸汽温度），为第N效溶液沸点，1NTT其计算式为NT式中为第N效二次蒸汽温度，为第N效温度差损失。各效总温差损失为321NN（1）浓度效应的沸点升高由糖汁加热与蒸发P15页表14可得，不同汁汽温度下蔗清液浓度效应引起的沸点升高，见表24表24效数平均锤度（NBBX）1673212329144714汁汽温度（）NT123401111094466009升高温度（）103040713（2）蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失2N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2NMP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NPNP2GHPMNTT2式中蒸发器中液面与底部的平均压强，KPA；对应下水的沸点，；MPT对应下水的沸点，即水蒸气的温度，；NTNP溶液的平均密度，KG/M3；H蒸发器内液面高度，M；取H20M。表25效数平均锤度（BX）NB1673212329144714平均密度（KG/M）1066108611231214平均压强（KPA）MP2335160294319下水的沸点PPT12491130977681下水的沸点MNT1234011110944660092N150190324801（3）由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失3N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115。根据经验一般取1。3N各效总温差损失为，则计算结果见表26。321NN1N0304071321501903248013N101010102803304941031溶液沸点NT12621144994704加热蒸汽1T1334712340111109446传热温差NT72790117240624计算各效蒸发量和传热量对第N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N效的蒸发量计算式为NWNN1PW1P0NRTCWFRDN式中第N效的加热蒸汽量，KG/H；当无额外蒸汽引出时，；ND1W，分别为第N效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，KJ/KG，且NRNR；1NR，分别为原料液和水的比热，KJ/KG；0CPW4183KJ/KG，395KJ/KGPWC，分别为第N效和第N1效溶液的沸点，；NT1为各效的热利用系数，取098第一效沸点进料1119740263890DDRW第二效310249129614264183W568RTCFR2PW1P022D第三效92348502739414815069RTCFR12332PWP1P33DW第四效3426502354970494138W18507W98RTCFCR1243PWP2PW1P44D由于74可解得861HKGW/03792K/4613HG04各效传热量SJRDQ/1037542187619632SJRDQ/103754218760619425蒸发器的传热面积由传热速率方程得NNTSKQNNKQS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NSNT趋于相等。由甘蔗糖厂设计手册上册知，各效的传热系数可由斯帕伊厄勒公式粗算出来,则/40KWBTKN/52736184011BTK/90422KWT/15830433BTK/469744KWT再结合国内生产查定数据及经验值表查询，取各效的传热系数如下/2501KWK8/3K504WK各效传热面积初算46295725013611TQS3125091875622TKQS478633T5062501744TKQS校核第一次计算结果49312521S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NQKNS度差与调整前的面积、有效温度差的关系为，令各效相等，TNSNTNSTNT将N个相加，得SNT但不论如何变化，总传热温度差不变，即，重新分配之后的平均传TNTT热面积054062471920624578537629NNMTS，就是调整后各效的新的温度差，从末效开始计算，重复步MNTSTTN骤2325，直至各效传热面积相近为止。26温差的重新分配与试差计算261有效温度差的重新分配840527691MSTT4322TT9120547833MSTT64TT262各效溶液的组成各效蒸发量取上一次计算值，即HKGW/108631792K/43HG6014则各效溶液的组成BXWFB138065011X2907965212BXWFB2034611835032103各效X6919076543214罐中的平均锤度为（入口锤度出口锤度）/2NBX76/101B232249/33BX1744B263各效溶液的沸点因冷凝器压力和完成液组成没改变，故第四效中各种温度差损失及溶液沸点与上一次结果相同，即，3104470T由有效温差的重新分配，可得第四效的加热蒸汽的冷凝温度，即第592三效的二次蒸汽温度7405927T43T第三效由查化工原理上册附录饱和水蒸气表可得3第三效罐的二次蒸汽压。再由平均锤度查糖汁加热与AKP5943X3258B蒸发P15页表14可得第三效罐浓度效应的沸点升高701由平均锤度查表21可得第三效罐的平均密度再由X328B33/61MKG得MP3PAKPGH610529710PMT则823TTPM由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失013所以第三效罐的总温差损失为6849273213第三效罐的溶液沸点684973TT第三效的加热蒸汽温，即第二效的二次蒸汽温58190267132TT第二效由查化工原理上册附录饱和水蒸气表可得582第二效罐的二次蒸汽压。再由平均锤度查糖汁加热AKP54172X2710B与蒸发P15页表14可得第三效罐浓度效应的沸点升高41由平均锤度查表21可得第二效罐的平均密度再由X20B32/8MKG得MP2PAKPGH148317PMT则59181732TTPM由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失0123所以第二效罐的总温差损失为9254212第二效罐的溶液沸点78952TT第二效的加热蒸汽温，即第一效的二次蒸汽温1563571821TT第一效由查化工原理上册附录饱和水蒸气表可得1第一效罐的二次蒸汽压。再由平均锤度查糖汁加热AKP86231X1576B与蒸发P15页表14可得第三效罐浓度效应的沸点升高30由平均锤度查表21可得第一效罐的平均密度再由X1576B31/MKG得MP1PAKPGH3244126PMT则91TTPM由于管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失013所以第一效罐的总温差损失为492121第一效罐的溶液沸点74951TT重新分配有效温差后各效的指数数据如表27所示表27效数二次蒸汽压NAKPP233861725494592000二次蒸汽温T125221155897996009浓度效应损失1N03040713液柱静压效应2119159298801管道温度损失3N10101010总温度损失）N2492994681031各效溶液沸点效温差N48866512912759264求加热蒸汽用量及各效蒸发量第一效沸点进料1119760234890DDRW第二效59792021801857243W5168RTCFR121PWP022D第三效2810837263810267854195W9RTCFR2332PWP1P033D第四效92463023549704126438W185089RTCFCR12343PWP2PW1P44D由于743W可解得HKG/816270K/592HGW33HKGW/261084各效传热量SJRDQ/104532189461702JR/653SDQ1028394265蒸发器的传热面积35482501611TKS726322TQ43910533TKS627644TQ校核第一次计算结果4205742321S3460394674S由上可知，所计算出来的传热面积满足等面积法要求，则平均传热面积为各效传均064394735234321S热面积取）均（89610SS27计算结果总表表28效数各效入料浓度BX15181323293320各效出料浓度X18132329332060加热蒸汽压P（KPA）30023386172569459加热蒸汽温度T（）1334712522115589799二次蒸汽压NAKP233861725494592000二次蒸汽温T125221155897996009浓度效应损失1N03040713液柱静压效应2119159298801管道温度损失3N10101010总温度损失）2492994681031各效溶液沸点N效温差48866512912759各效传热系数/KWKN250018001000500各效水蒸气蒸发量HGW8710629088759572351012826各效传热量（J/S）NQ610456103561056102各效传热面积S/483483483483四效蒸发器工艺流程图21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，它主要由加热室、分离室和器底三部分组成，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。31加热管的选择和管束的初步估计加热管通常选用2525MM、3825MM、5735MM等几种规格的无缝钢管，长度一般为157M。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3825MM的无缝钢管，长度L为3M。由此可估算所需管数1396038140LDSN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N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。32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3540，若以表示循环管外径，则有1D202143504DND加热管内径，MM。D对加热管面积较小的蒸发器，应取较大的百分数，本设计取035，则M72953819650321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720X12MM，长度跟加热管长度一样，取L3M。33加热室直径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125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31。表31三角形排列时加热管直径与管心距的关系加热管外径0,DM19253857管心距T,25324870本设计采用的是三角形排列，选取加热管外径，管心距。038DM48TM通常中央循环管、冷凝水排出管、及蒸汽通道或挡板占管板面积的1420，一般取为管板面积的16，设管板直径（即为加热室内径为,因正三角形排列时每根管子所2D占的面积为0886T，则228604160NTD0613952TT管间距，MM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N，若不满足应另选一加热室内径，重新作图直至合适为止。由GB901988标准表选择加热室的内径2200MM。2D由管板与加热管排列图，画得管数N1396根，故符合。加热室壁厚取，加热室长度L取比加热管短一点，L2850MM。MN1434分离室直径与高度的确定分离室即是蒸发室，其作用是分离液滴和气体，分离室的直径和高度取决于分离室的体积，高度一般为加热长管的1520倍，不能低于1825M。直径应使二次蒸汽在蒸发室内的流速不大于6M/S，以免带液。分离室体积V的计算式UWN3603M式中某效蒸发的二次蒸汽量，WKG/H某效蒸发的二次蒸汽密度，N3KG/M蒸发体积强度，；一般允许值为。U3/SA315M/SA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33，则按上市计算得到的31M/SAV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，分离室体积根据条件取较适宜值。表33二次蒸汽的密度效次二次蒸汽的温度（）125221155897996009密度（）3KG/M130470981605596013073M681304716283011UWV395223204160372603UV3M5719306218044UWV考虑到分离室高度一般为加热长管的1520倍，且不能低于1825M。而分离室的直径一般取与加热室到的直径相同，则取蒸发室的体积取3M215V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HD24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1高一般不小于18M，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22M。由此可得HMDVH4012402分离室筒体壁厚取。MN1435封头设计计算对加热室的下封头及分离室的上封头，本设计选用标准椭圆形封头。则封头高度H有，所以封头高度H2200/21100MM。封头厚度取。为了焊接的2/HDMN14稳定性，封头所用钢材与筒体钢材一致，均为Q345R。36接管尺寸的确定接管内径计算式UVDS4VS单位流量质量，KG/H；流质密度，KG/M；U流速，M/S；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。361溶液进出口管对并流四效蒸发，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（U1215M/S）考虑，设计上进出口直径可取为一致。取U15M/S,则MUVDS1065109436选取溶液进出口管的标准管由GB/T173952008选为10828MM。362加热蒸汽与二次蒸汽接管若各效尺寸已定，则二次蒸汽体积流量应取各效中最大者，各效饱和蒸汽适宜流速如下表效数一效加热蒸汽一效汁汽二效汁汽三效汁汽四效汁汽流速M/S23303035354040454550MUDD2480371436829410W605011MUD28498163742236705023MUWD401374684综合考虑实际因素，本次设计由GB/T173952008选用30275的无缝钢管作为加热蒸汽与二次蒸汽接管。363冷凝水出口管冷凝水的排除属于自然流动（取U06M/S），接管尺寸应由各效加热蒸汽量较大者确定。第四效加热蒸汽最多，因此冷凝水最多，初算冷凝水排出管直径MUVDS7506104359724本设设计由GB/T173952008选用7628的无缝钢管作为冷凝水出口管。364不凝性气体排出管加热室中不凝性气体积集对传热有不良影响，因此，在蒸发罐中安装不凝气排出管十分重要。不凝性气体中含有密度比加热蒸汽大的气体，也有密度比加热蒸汽小的气体，密度比加热蒸汽小的气体可由安装在加热室顶部的排气管排出，由GB/T173952008取排气管为32X28。密度比加热蒸汽小的不凝性气体可由加热水的冷凝水排出口一起排出。37主要受压元件的强度校核371筒体厚度的校核设计筒体所用钢材为Q345R，则许用应力。筒体工作压力为MPAT189，工作温度为135，则有内压设计压力MPAKPW30。考虑到安全因素，则取。对接焊缝采用双面全熔I7521IC50透焊接接头，且进行100无损探伤检测，则取焊接接头系数。1对末效设计而言要考虑到外压，外压设计压力取一个大气压的真空度，即。对Q345R钢板取钢板的负偏差。钢板的腐蚀余量。MPACR10MC301MC2则筒体厚度按内压设计根据过程设备设计得厚度计算公式（35）以及公式（36）。（35）ITD2IC式中内压计算压力，MPA；ICP加热室（分离室）直径，MM；I许用应力，MPA；T焊接接头系数；，则对Q345R取。钢板厚度MPDIT825018922ICM4。MCN71筒体厚度按外压设计有初估算筒体及封头的有效长度。Q345R钢材DHLI5102/402/的弹性模量E200000，假设圆筒为短圆筒，则有（36）405923ICRIEDLP式中加热室（分离室）直径，MM；I外压设计压力，MPA；CRL筒体及封头有效长度，MM；E弹性模量。，所以钢板厚度M9201592305923454ICRIDPMCN11钢板的有效厚度MCNE721校核结果，首先求临界长度，由过程设备设计查得临界长度计算公式（37）。CRL（37）EICRDL/17式中加热室（分离室）直径，MM；I钢板有效厚度，MM；EMDLEICR361527/2017/17,属于短圆筒。取安全系数M3，则根据过程设备设计查得临界应力计算R公式（38）。（38）EICRCRMP2式中M安全系数，取M3；外压设计压力，MPA；CR加热室（分离室）直径，MM；ID钢板有效厚度，MM。E，由过程设备设计中图46及图48查得，MPAMPEICRCR8271032系数B30则材料的比例极限，属于弹性失稳。所以外压计CRB45230/算得的筒体厚度为。MN14综上所得，筒体厚度按照外压计算所得厚度，取。MN14对筒体进行水压试验，通过查过程设备设计得试验压力的计算公式（39）和TP应力的计算公式（310）。T（39）TICTP251式中内压计算压力，MPA；IC试验应力，MPA；许用应力，MPA。T（310）EITTDP2式中试验压力，MPA；T加热室（分离室）直径，MM；I钢板有效厚度，MM。E所以，试验压力MPAPTICT6250125251筒体在下应力TPDEIT19760MPARELT531490所以，经校核筒体合格。372封头强度校核封头按内压设计有MPAIC50查过程设备设计得封头厚度计算公式（311）。（311）ICTICPD502式中内压计算压力，MPA；IC加热室（分离室）直径，MM；I许用应力，MPA；T焊接接头系数。，此时，封头的设计厚度M72501892502ICTICPD。MCN61而设计中综合考虑焊接、安全等各方面因素，取上、下封头厚度均为。MN14综上知，实际取值远大于计算值，因此封头强度足够，封头近似于刚性件，外压很小所以可忽略外压对封头厚度的影响。第四章蒸发器辅助设备的设计41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。此设备要求二次蒸汽的流速达到12M/S30M/S，本次设计二次蒸汽出口的流速皆达到30M/S的速度，因此本设计选用的也是惯性式除沫器。钟罩式惯性除沫器图41惯性除沫器的主要尺寸按下列关系确定,1DD2321045H式中D二次蒸汽的管径，M除沫器内管的直径，M；1D除沫器外罩管的直径，M；2除沫器外壳的直径，M；3除沫器的总高度，M；H除沫器内管顶部与器顶的距离，M。H，DD30213621243MDH60H153251故由GB/T173952008选取302X75MM的无缝钢管为除沫器的内管；由GB/T173952008选取3629MM的无缝钢管为除沫器的外罩管；由GB/T173952008选取6109MM的无缝钢管为除沫器的外壳。42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型式项目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10672000PA小，可不计13333333PA较小大塔径范围大小均可不宜过大350MM100MM二次蒸汽量2T/H结构与要求较简单简单较简单，安装有一定要求简单不简单，加工有一定要求水量较大较大较大较大最大其它孔易堵塞适于腐蚀性蒸汽水喷射冷凝器的抽真空能力为600720MMHG，而末效的真空度为80KPA（608MMHG），所以本系统选用水喷射冷凝器。冷却系统所用的水力喷射泵可去大型