化工原理课程设计说明书-NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计

1、内蒙古工业大学课程设计任务书课程名称：化工原理学院：化工学院班级：化学工程与工艺09-2学生姓名：袁海威学号：200920508050指导教师:张红霞一、题目:39. 6kt/a NaOH溶液三效蒸发装置设计11二、目的与意义通过本次课程设计，了解进行化学工程单元操作设计的基本内容，掌握设计的 程序和方法，培养训练分析和解决工程实际问题的能力。树立正确的设计思想，培养 实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风和严谨的科学态度，提高独立工作能力。三、要求（包括原始数据、技术参数、设计要求、图纸量、工作量要求等）1、设计条件：NaOH溶液处理量：39.6kt/a； 溶液浓度10%,温度30C：完成

2、液含NaOH浓度32%o每年按330天计算。2、课程设计内容和要求：（1）确定设计方案：（2）蒸发过程工艺计算；（3）蒸发器主要结构尺寸设计；（4）主要辅助设备选型；（5）蒸发过程工艺流程图绘制；（6）编制课程设计说明书。四、工作内容.进度安排12月26口查阅有关资料，进行课程设计准备，确定设计方案；12月27F112月301进行蒸发过程工艺计算及其蒸发器主要结构尺寸设计:12月31H1月3H 主要辅助设备选型，绘制蒸发过程工艺流程简图；1月4日1月6日 编制课程设计说明书。五、主要参考资料1 高俊等.化工原理课程设计.呼和浩特：内蒙古大学出版社：2010： 3192 贾绍义，柴诚敬.化工原理

3、课程设计.天津：天津大学出版社.2002:731003 柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热.北京：化学工业出版社.2007 :298327审核意见系（教研室）主任（签字）指导教师下达时间2011年:12月23日指导教师签字：2009级化工单元操作课程设计任务书一、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3. 96X10吨/年NaOH水溶液2. 设备形式中央循环管式蒸发器3. 操作条件（1）NaOH水溶液的原料液浓度为5%。完成液浓度为25%,原料液温度为第 一效沸点温度，原料液比热为3. 7KJ（kg （：），各效蒸发器屮溶液的半均密 度为：p i=

4、1014kg/m p 2=1060 kg/ms, p 3=1239 kg/ms；（2）加热蒸气压强为500kPa （绝压）,冷凝器压强为15 kPa （绝压）:（3）各效蒸发器的总传热系数：&二1500W/（m2 -C）, 7f2=1000W/（m2弋），&3=600W/（m2 C）；（4）各效蒸发器中页面的高度：1.5m：（5）各效加热蒸气的冷凝液均在饱和温度下下排出，假设各效传热面积相 等，并忽略热损失；（6）每年按330天计算，每天24小时运行。三、设计项目（1）设计方案简单，对确定的工艺流程及蒸发器形式进行简要论述；（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

5、寸设计；（4）绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程及蒸发器设备工艺简 图；（5）对本设计的评述1目录（一）蒸发器的形式、流程、效数论证（二）工艺计算（三）蒸发器主要工艺尺寸的设计计算（四）设计感想（五）设计图纸2(-)蒸发器的形式、流程、效数论证1蒸发器的形式：中央循环管式2. 蒸发器的流程：三效并流加料3. 效数论证：在工业屮常用的加热方式有直接加热和间接加热。直接加热的优 势是传热速率高，金属消耗量小。劣势是应用范围受到被蒸发物料和 蒸发要求的限制；间接加热是热量通过间壁式换热设备传给被蒸发溶 液而使溶液气化。一般工业蒸发多采用这类。间接加热蒸发器分为循环型和单程型两人类，循环型分

6、为屮央循 坏管式、悬挂筐式、外加热式、列文式及强制循环式；单程型有升膜 式、降膜式、升降模式及刮板式。本次选用循环性的中央循坏管式，因为此循环管结构简单、制造 方便、操作可靠、投资费用较少等优点。蒸发器的类型一般有单效蒸发和多效蒸发，单效蒸发是蒸发装置 中只有一个蒸发器，蒸发时产生的二次蒸汽直接进入冷凝器不再利 用；多效蒸发器是将几个蒸发器串联操作，使蒸汽的热能得到多次利 用，蒸发器的串联个数称谓效数。多效蒸发器的效数受到经济和技术 的限制。对于电解质溶液采用2-3个效数，对于非电解质可采用4-6 个。根据情况本次采用多效蒸发器中的三效蒸发器。多效蒸发器的流向一般有并流加料、逆流加料、分流加料

7、和错流加料。并流加料的优点如下 溶液从压强和温度高的蒸发器流向压强和温度低的蒸发器，溶 液可依靠效间的压差流动而不需泵送 溶液进入温度和压强较低的下一效时处于过热状态，因而会产 生额外的气化，得到较多的二次蒸汽。 完成液在末效排出，其温度最低，故总的热量消耗较低。缺点是：由于各效屮溶液的浓度依次增高，而温度依次降低，因 此溶液的黏度增加很快，使加热室的传热系数依次下降，这将导致整 个蒸发装置生产能力的下降或传热面积的增加。由此可见并流加料流 程只适用于黏度不大的料液的蒸发。逆流加料优点是：溶液浓度在各效中依次增高的同时，温度也随Z增高，因而各效内溶液的黏度变化不大，这种流程适用于粘度随浓度和温

8、度变化较人的溶液蒸发。缺点有： 溶液在效间是从低压流向高压的，因而必须用泵输送。 溶液在效间是从低温流向高温，每一效的进料相对而言均为冷液，没有自蒸发，产生的二次蒸汽量少于并流流程。 完成液在第一效排出，其温度较高，带走热量较多而且不利于热敏性料液的蒸发。3分流加料其特点是溶液不在效间流动。适用于蒸发过程中有结晶 析出的情况，或要求得到不同浓度溶液的场合。错流加料流程中采用 部分并流加料和部分逆流加料，以利用逆 流合并流流程各自的优点。一般在末效釆用并流，但操作比较复杂。综上所述，本次选用并流加料流程#(-)工艺设计1.估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量：3. 96X 104 吨/年=3. 9

9、6X 1044-3304-24=5000kg/liXq=尸(1-一)=5000乂 (1- ) =3437. kg/h 片032因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引岀，可设必：亿：必=1.0:1. 1:1.2=必 + 亿 + 尸3. 3 W.解得必=里竺=1041.67 kg/h亿=1041. 67X1. 1 = 1145, Zkg/h=0. 178必=1041. 67X1. 2 = 1250. 004kg/h,F观F-=50670 1 265000x0.15000 -1041.67 -1145.837x3 =0. 322.估算各效溶液的沸点和有效温度差设各效间床强降相等，则总圧强为：工AP=耳-Pk

10、 =600-15=585 kPa各效间的平均压强差为北413=195 kPa3由冬效的二次蒸汽压强，从书中查的相应的二次蒸汽温度和比汽化焰列于下表 屮：参数123二次蒸汽压强P；, kPa40521015二次蒸汽温度T ,C（B卩下一效加热蒸汽温度）143.8121.453.5二次蒸汽的比汽化熔匚，AJ/M9下一效加热蒸 汽的比汽化焙）2137.22200.82370f（1）各效由丁溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失A根据各效的二次蒸汽温度T （亦即相同压强下水的沸点）和各效完成液的浓度人，由NaOH水溶液的杜林线图査的各效溶液的沸点ta】分别为：tA1 =150C tA2 =13OC tA3

11、 =?8C 则各效由于溶液的蒸汽床下降所引起的温度差损失为A； =-T； =150-143. 8 = 6. 2eC2 =tA2T? =130-121. 4=8. 6C3 = tA3-T3 =78-53. 5 = 24. 5C 所以工 =6. 2 + 8. 6 + 24.5 = 39. 3C（2）乞效由于溶液静压强所引起的温度差损失A根据得5Pm i =405 X 103+ 1123x9.81x2.5? x 103Pa=418. 77kPa* 2Pg2 =210 X 103+ 1165.5x；.81x2.5 =224 3 x 1Q3 pa=224. 3kPaPm3 =15X 103+ 1271.

12、5；.81x2.5 =3Q 59X1O3 Pa=30. -59kPa根据各效溶液的平均斥强，由书中査得对应的饱和温度为：TmJ =145. 39C Tm 2 =123. 88eC Tm 3 =69. 1TC 从而得 i = Tg -Tj 145. 39143. 8=1. 59C 2 = Tm,2= 123. 88121. 4 = 2. 48C； =T血3-卫=69. 11-53. 5 = 15. 61C所以工“ = ； + ； + ； =1. 59+2. 4+15. 61 = 19. 6C（3）由于流体阻力产生压强降所引起的温度差损失 根据经验取IIIIIIlM = ? = A3 =ic所以=

13、 A1 + A2 + A3 =3C工= +工 + =39.3+19.6+3=61.9（4）各效溶液的沸点和有效总温度差 溶液的沸点t=耳 + =143. 8+6. 2 + 1.59+1 = 152. 59C仁=T； + A. =121. 4 + 8. 6+2. 48 + 1 = 133. 48C 1t3 = T3 + A3 =53. 5+24. 5 + 15. 61 + 1=94. 61C有效总温度差工 &=（!； 一 Tk）-工=（158.86-53. 5） - 61.9 = 43.46C3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第一效的熔衡量式为：rI因沸点进料，故5 =匚T171=0.

14、98-0. 7X=0.98-0. 7 X(0. 126-0. 1) =0.9618W =o. 9618X2086 x D2155=0.92159(a)第二效的熔衡量式为:% =0. 98-0. 7X (电-X)= 0.98-0. 7X (0. 178-0. 126) =0. 9436查表得Cp昭=4.187 kj/(kg- C)0.943621372xW22008(5000x3.7-4.187x)(15259-1322008=0.8819+151.58(b)第三效的熔衡量式为:W2r3 (FCp - W&p 珂-W?Cp wj(t2 - ts)ft73=0. 98-0. 7 X ()= 0.9

15、8-0. 7 X (0.32-0.178) =0. 88068第三效的熔衡量式为:#第三效的熔衡量式为:查衣得W =0. 88Cp,w2=4. 187kj/(kg C)_220Q8xW,(5000x3.7-4.187x-4.187xW.)(133.48-94.6)_23702370=0. 88 (0. 9286W +303. 420. 06867W -o. 06867W,)=0. 7573W +267. 19-0. 06047W=3437. 5 kg/h联立(a) (b)、(c)、(d)式，解得(c)(d)D =1265. 95kg/hW=1166. 57kg/hW,=n80. 38kg/hW

16、 =1090. 55kg/h4.估算蒸发器的传热面积S, =-51-9Qi =D01 =1265. 95X2086=733547. 69 WQ2 =Wri =1166. 57X2137. 2 = 692553. 72 WQ3 =Wr； = 1180. 38X2200. 8 = 721605. 64Wt二 J =158.86-152. 59=6. 27Ct =T,-U4 =143. 8T33. 48 = 10. 32CAt3 =l-t3 =T；-t3 =121.4-94.61=26. 79C _ Qi 733547.6921 KQq = 1800x6.27 =64-996 mq Q2 69255

17、3.7222 一 K2At2 = 1200x10.32 =55- 923mg Qs 721605.6423 K3At3 = 600x26.79 =44. 893H1误差估算1- S min/ S max 0.0564.996所以需调整各效的有效温度差5. 重新分配各效的有效温差Sj Atj + ScAJ + S3M3VAt64.996 x 6.27 + 55.923 xl0.32 + 44.893 x 26.796.27 + 10.32+2.679= 50.42 m2t;64.99650.42x 6.72 =8 0855.92350.42x 10.32 =11.45Caf _ S3 ax 44

18、.893 = 5000-1166.57-1180.38 =0-1885卷=0.25（2）计算各效溶液沸点因末效完成液浓度和二次蒸汽压强不变，各种温度差损失可视为恒定，故末 效溶液的沸点不变。则第三效加热蒸汽温度（即第二效二次蒸汽温度）为：E E =七3 + At3=94.61+23. 85=118. 46C由第二效的二次蒸汽温度工及X?查杜林线图得第二效溶液的tA2=i28.8, 且由于静压强引起的温差损失及由于流体阻力引起的温差损失“可视为不 变，故第二效溶液的沸点为：IIIIIt? t + . + dA% 厶= 128. 8+2. 48+1 二132. 28C10同理T)=TJ = t2

19、+ At2= 132. 28+11. 45=143. 73*Ct =1； 一 At1 =158. 86-8. 08=150. 78温差重新分配后冬效温度情况如下:效数参数123加热蒸汽温度TC158.86143. 73118.46温度差，C8.0811.4523. 85溶液沸点1，C150.78132. 2894.61蒸汽的比汽化焙I;,kj/kg2133.52209.22373.5比热容Cp ,KJ(kg C)4.1874.187(3)各效的熔恒算71=0. 98-0. 7X ( Xj-Xq )=0. 98-0. 7 X (0. 1304-0.1) =0.9587W1=7i=0. 9587X

20、2086 x D2133.59374D172 =0. 98-0. 7 X (卷-X)=0.98-0. 7 X (0. 1885-0.1304) =0. 93931121335xWR9叫飞站(5000x3.7-4.187x)(150.78-13228)22092=0. 9393 (0. 966W；+155. 09-0. 0351W)=0.874+145. 67(b)W =0. 888“3=0.98-0. 7X ( X3-X2 )= 0.98-0. 7 X (0.32-0.1885) =0.888W3 = 73W2r3(FCp o -W；Cp阿WpCp w/t? 7)a r32209xW(5000

21、x 3.7-4.187x-4.187xW)(l3228-94.6)3735_23735=0.888 (0. 931W+293. 61-0. 06650665W )=0. 7677 W, +260. 73-0. 0591W(c)W+W+W =3437. 5(d)12联立（a）, （b）、（c）、（d）得D1 =1252.76kg/hW =1174. 34kg/hW, =1172. 05kg/hW =1091. llkg/hw核对，1-肓及相对误差均小于0. 05故计算的值W符合（4）计算蒸发器的传热面积Qi = DT =1252. 76X2086=725904. 82WQ2 =Wh =1174.

22、 34X2133. 5 = 695959. 55WQ=1172. 05X2209. 2 = 719248. 02W= 一 - =151.7-139.2 = 12. 5Ct =T -t9 =T - J =18. 5CAt3 =T-t3 =I-t3 =31.2，c _ Qi 725904.8221 - KQt = 1800x8.08 =49 9imSo =695959.55K2At21200x11.452=50.65111,QsK3At3719248.02600x23.85=50. 26ttl2误差估算1- S min/ S max 0.051 _ 丝21 = 0 0146 v 0.0550.65

23、误差结果合理49.91 + 50 65 + 50.26 “Rm7.计算结果列表效数参数123冷凝器加热蒸汽温度T- C158.86143. 73118. 4653. 5操作压强R , kPa418. 77224. 29136. 5715溶液沸点tC150. 78132.2894. 61完成液浓度x%13.0418. 8532蒸发水量W，kg/h1174.341172. 051091. 11生蒸汽量R, kg/h1252.76传热面积、，m249.9150. 6550. 26（三）蒸发器主要工艺尺寸的设计计算1.加热管的选择和管数的初步估计选用do二38x2.5 mm规格的无缝钢管，长度为L=3

24、m估算管子数nS加1(L 0.1)553.14x38-100Qc(3-0.1)=12.循环管的选择内径的计算公式-D.2=（0.41）n-d4 正三角形：nc =l.lxn2（儿为奇数）4 整理得口=讥（0.4 l）n因为n和if相差不大，所以统一用一种规格的循环管。P = 3 8x v08xl59 = 42S）nnn3加热室直径和加热管数目的确定（1）管心距离:加热管外径d mm19253857管心距t, mm25324870根据上表可以确定，外径是38mm所对应的t=48（2）计算管数中心线上管数1= 1.1x156 =1315(3) 初估加热室内径P=t(Hc_l)+2b(b = (l1

25、.5)4)= 48x(13-1) + 2x1.2x38=667.2mm(4) 作图，见第2张草图分离室体积的计算公式W4.分离室直径与高度的确定V= 3600xpU (U = 2m7 (m3#s)117434W丄丄m qr77 = 0.0747 m3600xpU3600x2.183x2W21172.05=0.154 ni3 6 0 Ox pU3600 xl.056x2w1091 11-1 59533600xpU3600x0.095x2 m=2=2因为弋体积最大，所以选择1. 595m3rh体积确定直径v = Sh4取解得=2H=2.02mD二 1. 01m5.接管尺寸的确定流体进出口接管的内径

26、计算公式蒸发器的主要接管有溶液进出口、冷凝水进出口、加热蒸汽进口与二次蒸汽出口(1)溶液进口第一效10% NdOH 密度为 1109 kg/m5000_ ws_ p = 1109x3600 _ 0- 125m3/S*0125=03.14x3第二效Wp5000-1174.341136x36000. 000935m7S第三效WVs 一 p二 0. 000617m3/S5000 1174.34 1172.051194x3600/4x0.000617_V 3.14x30.0162m因为第一效管子最大，所以选择0.024m(2)溶液的出口第一效5000-1174.34 _=1136x 3600 _ 0- 000935111 d 二0.0199m4x0.000935_V 3.14x31194x 36004x0000617=0.0162m3.14x3第二效W Vs P5000-1174.34-1172.05 _ =0. 000617m3/S4x0.0003223.14x3二 0.0117第三效X