NaOH水溶液三效并流加料的蒸发装置

1、化工原理课程设计蒸发单元操作设计任务书 班级 精化082 姓名 金玲敏 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： 12000 kg/h NaOH水溶液2、物料条件NaOH水溶液的原料液（初始）浓度：X0= 12 %(w) ；浓缩（完成）液浓度： Xn= 40 %(w) ；加料温度： 沸点 。（原料液温度为第一效沸点温度） 3、操作条件加热蒸汽压强： 510kPa 冷凝器压强： 16kPa 各效蒸发器的总传热系数：K1=1600W/（m2)，K2=1000W/（m2)，K3=600W/（m2)。各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效

2、传热面积相等，并忽略热损失。各效蒸发器中料液液面高度为：1.5m。 每年按300天计，每天24小时连续运行。厂址：宁波地区。三、设备型式蒸发器： 中央循环管式 蒸汽冷凝器：水喷射式冷凝器四、设计项目(说明书格式) 1、封面、任务书、目录。2、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。 3、蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。4、蒸发器的主要结构尺寸设计。 5、主要辅助设备选型：物料泵、蒸汽冷凝器及气液分离器（除沫器）等选型。 6、绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。 7、对本设计进行评述。 8、参考文献成绩评定 指导教师 杨春风、王志强 201

3、1年 6月 8 日2.设计方案简介 2.1 设计方案论证多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。下面就此流程作一简要介绍。并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：各效间压力差大，可省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预热

4、管；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。因此，本流程只适应于黏度不大的料液。2. 蒸发器简介随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管

5、式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的。加热管长一般为m，直径mm，长径比为。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在.m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。3.三效并流蒸发设计计算3.1估计各效蒸

6、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）12000（1）8400Kg/h因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取W1：W2：W31: 1.1: 1.2因为W= W1+ W2 + W3 计算出各效的蒸发量WiW1=2545.45Kg/hW2=1.12545.45=2800 Kg/hW3 =1.22545.45=3054.55 Kg/h由（1）式得 （2） 由（2）式得 计算出各效的浓度x1= =0.1523x2= 0.2164x3=0.40.估计各效液的沸点和有效总温差设各效间压力降相等，则总压力差为

7、kPa各效间的平均压力差为pi=164.67 kPa由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即 =P1-Pi =510164.67=345.33 kPa = P1- 2Pi =510-2164.67=180.66 kPa= =16 kPa表1 有关资料列表效数二次蒸气压力, kPa345.33180.6616二次蒸气温度Ti，(即下一效加热蒸汽温度)138.8116.653.5二次蒸气的气化潜热ri，KJ/Kg(即下一效加热蒸气的氢化热)2152.32214.32370.0.求各效因溶液沸点而引起的温度损失 根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度xi，由NaOH水溶液杜林线图可得各效NaOH的沸点tA

8、i分别为tA1= 144 tA2 = 125 tA2 = 80 则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失1 = tA1 - T1=144138.8 = 5.2 2 = tA2 T2=125116.6 = 8.4 3 = tA3 T3=8053.5 = 26.5 所以 =5.2+8.4+26.5=40.1.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Pav = Pi + （其中l为液面高度，m）（3）查表得原料液在三效中液体的平均密度分别为1110Kg/m3 、1170 Kg/m3 、1390 Kg

9、/m3。所以 Pav1 = P1+ =345.33 + =353.42 kPa Pav2 = P2+ =180.66 + =189.27 kPa Pav3 = P3+ = 16 + = 26.23 kPa由平均压力查得对应饱和温度为T Pav1 =139.1 T Pav2 =118.2 T Pav3=63.2所以 1 = T Pav1 T1 = 139.1138.8 = 0.3 2= T Pav2 T2 = 118.2116.6 = 1.6 3= T Pav3 T3 = 63.253.5 = 9.7 故 = 0.3 + 1.6 + 9.7 = 11.6 .由流动阻力引起的温差损失 取经验值1，

10、即1=2=3 =1 ，则=3综合(1)(2)(3)步得总温度损失=+ + =40.1 + 11.6 + 3= 54.7.各效料液的温度和有效总温差各效温度损失i=1+1 + 1得1=1+1+1= 5.2+ 0.3+1=6.52=2+2+2=8.4+1.6+1=11.03=3+3 +3=26.5+9.7+1=37.2各效料液的温度为 由ti=Ti+i t1=T1+1=138.8+6.5= 145.3 t2=T2+2=116.6+11.0= 127.6 t3=T3+3=53.5+37.2= 90.7因 =(Ts-Tk)- 由手册查得500kPa饱和汽温度为152.4，气化潜热为2110KJ/Kg,

11、所以= (Ts-Tk)-i= 152.4-53.5- 54.7 =44.23. 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算 由热量衡算式Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)+Wi+（4）在(4)式，其中Di一第i效加热蒸气量,Kg/hri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/Kgcp0 原料液的比热容,K/(Kg/)cpw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), 热损失量,K由(4)式两边同时除以得: Wi=Diri/ +(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)

12、(ti-ti-1)/ - /（5）由式(5)去掉- /,乘以热利用系数i，表示上式得:Wi=iDiri/ +( Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wn-1cpw)(ti-ti-1)/ - /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=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. 第效热衡算式为W1=1(+)= (a) 第效热衡算式为W2= =0.8776W1 + 338.16(b) 同理得第效 =0.7400W2-0.05551W1+599.77 (c) 又 W1+W2+W3=8400 kg/h (d)联解式(a)至(d),可得W1=2918.6

13、Kg/h W2=2898.6Kg/hW3=2582.8Kg/h D1=3109.6Kg/h .蒸发器传热面积估算 , Qi=Diri Q=D1r1=1.823106 Wt1=T1- t1=152.4-145.3 =7.1S1= m2Q2=W1r2=1.745106 Wt2=T2- t2=T1t2=138.8127.6 =11.2S2= m2Q3=W2r3=106 Wt3=T3- t3=T2- t3=116.6 -90.7=25.9S3= 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。.有效温差的再分配取平均面积 m2若使各值保持不变则有tiiti其中ti是各效经过有效

14、温差再分配后的温差t1= 8.6t2=13.2t3=22.4.重复上述步骤. 计算各效料液的质量分数 X1= =0.159 X2= =0.233 X 3=0.4. 计算各效料液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90.7即 t3=90.7则第效加热蒸气的温度为 T3=T2= t3+t3= 90.7+22.4=113.1查杜林图，得第效料液沸点为tA2=125,由液柱静压力及流动阻力引起的温度损失可视为不变,故第效的料液温度为 t2= tA2+2+2=125+1.6+1.0=127.6 同理 T2=T1= t2+t2=127.6+13.2=14

15、0.8查杜林图，得第效料液沸点为tA1 =143 ，则t1= tA1+1+1=143+0.3+1.0=144.3t1=T-t1=152.4-8.6=143.8由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有效总温差不变，即=46.9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=152.4T1=140.8T2=113.1有效温差，t1=8.6t2=13.2t3=22.4料液温度，t1=144.3t2=127.6t3=90.7.各效热量衡算查手册得出 T1=140.8 r1=2146.3 KJ/Kg T2=113.1 r2=2223.9 KJ/Kg T3=53.5

16、r3=2369.3 KJ/Kg 第效=0.98-0.7=0.98-0.7(0.159-0.12)=0.9527W1=(e)第效=0.98-0.7=0.98-0.7(0.233-0.159)=0.9282W2=0.8666W1+315.33（f）第效=0.98-0.7=0.98-0.7(0.40-0.233)=0.8631 =0.7538W0.0563W+608.12(g)又 W1+W2+W3=8400 Kg/h(h) 联解式(e)至式(h)，得W1=2938.33Kg/h W2=2861.82Kg/hW3=2599.85 Kg/h D1=3137.23Kg/h与第一次结果比较， 计算结果均在0

17、.05以下，故各效蒸发量计算结果合理.蒸发器传热面积计算 Q1=D1r1= Wt1=8.6S1= m2Q2=W1r1= Wt2= 13.2S2= m2Q3=W2r2=Wt3=22.4S3= m2 误差50m 196588KPa 8590 常压1225m/s减压25m/s5.分离器的选型由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D3H=（0.40.5）D1其中 D0二次蒸汽的管径，m D1除沫器内管的直径，m D2除沫器外管的直径，m D3除沫器外壳的直径，m H除沫器的总高度，m h除沫器的内管顶部与器顶的距离，m 所以 D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06mH= D3=1.06m h=0.4D1=0.212m.蒸汽冷凝器的选型设计.本设计采用的是水喷射式冷凝器，其性能参数如表5表5 水喷射式冷凝器性能参数表水气接触压强塔径范围结构与要求水量面积最大大二次蒸汽2t/h不简易，加工有一定的要求最大.蒸汽冷凝器的选型6 .三效蒸发器结构尺寸确定6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果 表6 蒸发器的主要结构尺寸的确定加热管主要结构设计尺寸加热管（无缝钢管）管径规格573.5 mm加热管（无缝钢管）长度2 m加热管（无缝钢管)管数390循环管规格 573.5 mm加热室内径1