NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.docx

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NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计

化工原理课程设计

《蒸发》单元操作设计任务书

班级姓名

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：

15000kg/hNaOH水溶液

2、物料条件

NaOH水溶液的原料液（初始）浓度：

Xo=12%（w）；

浓缩（完成）液浓度：

Xn=38%（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：

500kPa

冷凝器压强：

16kPa

各效蒸发器的总传热系数：

K1=1600W/（吊「C）,K2=1000W/（mi「C）,K?

=600W/（mi「C）。

各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。

假设各效传热面积相等，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。

&参考文献

成绩评定指导教师

1设计方案简介1

1.1设计方案论证1

1.2蒸发器简介1

2设计任务3

2.1估算各效蒸发量和完成液浓度3

2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差3

2.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失4

2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）4

2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失5

2.2.4各效料液的温度和有效总温差5

2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算6

2.4蒸发器传热面积的估算7

2.5有效温差的再分配7

2.6重复上述计算步骤8

2.6.1计算各效料液浓度8

2.6.2计算各效料液的温度8

2.6.3各效的热量衡算9

2.6.4蒸发器传热面积的计算10

2.7计算结果列表11

3蒸发器的主要结构尺寸的计算12

3.1加热管的选择和管数的初步估算12

3.2循环管的选择12

3.3加热室直径及加热管数目的确定12

3.4分离室直径和高度的确定12

3.5接管尺寸的确定13

3.5.1热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs为流体的体积流量13

3.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量13

3.5.3冷凝水出口13

4蒸发装置的辅助设备的选用计算15

4.1气液分离器15

4.1.1本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品

或防止污染冷凝液体。

15

4.1.2分离器的选型15

4.2蒸汽冷凝器的选型设计15

4.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表15

422蒸汽冷凝器的选型16

4.3泵的选择17

5评述19

5.1可靠性分析19

5.2个人感想19

6参考文献20

1设计方案简介

1.1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：

①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④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。

1.2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40%~100%加热管长一般为1~2m直径25~75mm长径比为20~40。

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0.5m/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。

并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图4-15所示。

1

F*刊、M

1

04-15并流加科三敗蒸发的物料衡算和热量衡算示意團很

2设计任务

2.1估算各效蒸发量和完成液浓度

总蒸发量W=F1—X0L100001—0.12L7000kg/hIX3丿i0.40丿

因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设

W1：

W2：

W3=1.0:

1.1:

1.2

W=W1W2W3=3.3W1

7000

W12121.2kg/h

3.3

W2=1.12121.2二2333.3kg/h

W3=1.21818.2=2181.8kg/h

x3二0.40

2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差

P1=520kPa

Pk=18kPa

设各效间压力降相等，则总压力差为

I

'：

P=P1-PK=520-18=502kPa

K

各效间的平均压力差为

由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即

P；=R-APi=520-167.3=352.7kPa

P2=R—2也Pi=520—2"67.3=185.4kPa

F3=Pk=18kPa

由各效的二次蒸气压力，从手册中查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列

于下表中；

表1-1各效二次蒸汽物化数据

效数

I

n

二次蒸气压力Pi,kPa

352.7

185.4

18

二次蒸气温度Ti,C

（即下一效加热蒸汽的温度）

138.9

118.1

57.0

二次蒸气的气化潜热ri,kJ/kg

（即下一效加热蒸汽的气化潜热）

2148.1

2214.0

2358.3

221各效由于溶液沸点而引起的温度差损失

根据各效二次蒸气温度（也即相同压力下的沸点）和各效完成液的浓度为，

由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为

tAi=148°C

tA2=132°C

ta3=84C

则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失

冷=tA1-T1'=148.0-138.9=9.12C

△2=tA2-T2=132-118.1=13.9C

人3=tA3-T3=84.0-57=27C

所以

K-9.1213.927=50.02oC

2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）

查手册得各效温度、浓度下的NaOH密度，为简便计，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，p1=1170kg/m3,p2=1240kg/m3,

3

p3=1430kg/m。

则根据流体静力学方程，液层的平均压力为

所以

pm2=P22185.412409.8!

1.5=194.5kPa

2000

Pm3七空=181430983j»28.5kPa

20002如03

由平均压力可查得对应的饱和温度为

Pm3

Tpm1=140C,Tpm2=119.3C,Tpm3=67.9C⑴

所以.「=Tp-「'=140-138.9=1.12C

ml

：

2=TPm2—T2=119.3—118.1=1.2C：

3二TP—T3=67.9—57=10.9C

m3

二广严=1.121.210.9=1322C

2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失

取经验值1oC，即角丄爲丄爲丄1oC，则=3°C故蒸发装置的总的温度差损失为

八：

'：

、：

'「=50.213.223二66.24C

2.2.4各效料液的温度和有效总温差

由各效二次蒸气压力p及温度差损失V，即可由下式估算各效料液的温度

ti,1订’

冷訂.「=9.121.121=11.24C

：

2=22T3.91.21=16.1C

3»；333=2710.91=38.9C

各效料液的温度为

b订冷=138.911.24=150.12C

t2二T2：

2=118.116.1=134.2C

t3订3：

3=5738.9=95.9C

有效总温度差

Z3=（Ts—TK）—瓦也

由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为153.3C⑴、汽化潜热为2103.9kJ/kg⑴，所以

t=Ts—TK=153.3—57—66.24=30.06C

第I效的热量衡算式为

对于沸点进料，to=t,，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式

为

1=0.98-07*

式中为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化

4=0.98-0.7凶=0.98—0.70.1523—0.12]=0.9574

所以

r21039

W-SDj1=0.9574Dj汇'=0.9377D1（a）

A2148.1

第U效的热量衡算式为

r2t^_12I

W2=一W1二+（FCpo—WjCpw

.r2r2一

2=0.98—0.7：

x2=0.98—0.70.2164—0.1523=0.9351

2148115212—1342""j

W4=0.9351W1100003.77-W4.1870.8745W；253.49

IL12214122141

（b）

对于第川效，同理可得

啊.「3丄y二2—13

W3=口3W2丄+（FCpo-W1Cpw-W2Cpw

-r3r3一

3=0.98-0.7x3=0.98-0.70.4-0.2164=0.8515

22141342_959]

W3=0.8515W2100003.77-W14.187-W24.187

_2358.32358.3

=0.7417W2-0.0579M521.51（c）

又W她W3二7000（d）

联解式（a）至式（d），可得

w=2219kg/h

W=2194kg/h

W^-2020.3kg/h

Di=2366.5kg/h

2.4蒸发器传热面积的估算

Si£

Q^D1r^2366.52103.9103/3600=1.383106W

£*=1533-150.12=3.18C

Q1

s1

1.383106=271W

Krt116003.18

Q2=Wr；=2219汉2148.1"03/3600=1.324>d06W

At?

=T2—12一t2=138.9—134.2=4.68C

S221.3241069.23m2

K2：

t210004.68

Q2

Q3=W4r2=21942214103/3600=1.35106W

加3=T3—13=T2—t3=116.6—86.8=29.8C

6

135汉102

S33101.4m2

K3t360022.2

Q3

误差为1一泡=1一69^3=0.745，误差较大，应调整各效的有效温差，重

Smax271.8

Smin

复上述计算过程。

2.5有效温差的再分配

S-S1"Vt2色氏3

271.83.18旳234.68101.4空「14.42m2

3.184.6822.2

重新分配有效温度差得,

.-■：

t1=Sl.■:

ti271.83.18=7.55°C

S114.42

-12124.68=2.83C

S114.42

=生.过3=101422.2=19.67C

S114.42

2.6重复上述计算步骤

2.6.1

计算各效料液浓度

由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

x3=0.336

2.6.2计算各效料液的温度

因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故

末效溶液的温度仍为95.9C,即13=95.9C

则第川效加热蒸汽的温度（也即第U效二次蒸气温度）为

T二T2=t3：

t3=95.919.67=115.57C

由第U效二次蒸气的温度T^115.57C及第U效料液的浓度x2=0.2148查杜林线图得第U效溶液的沸点为tA2=126Co

由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变。

故第U效料液的温度为

t2二tA22辽=1261.21.0=128.2C

同理t2二「珂2t2=128.22.83=131.03C

由T^136.9C及第I效料液的浓度x^0.169查杜林线图，得第I效溶液的

沸点为143.8Co

则第I效料液的温度为

t,=tAiu芽=143.81.121.0=145.92°C

第一效料液的温度也可由下式计算

1話一£=153.3-7.5=145.75C

说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，故有效总温度差不变,即

'.C30.06C

温度差重新分配后各效温度情况列于下表：

效次

I

n

加热蒸汽温度，C

「=153.3

T1=131.03

T2"=115.57

有效温度差，C

Lt1=7.55

匚t2=2.83

匚t3=95.9

料液温度（沸点），C

b=145.92

t2=128.2

t3=95.9

2.6.3各效的热量衡算

T2=T3=115.57C

r^2214.9kJ/kg

T3=57C

r^2365.8kJ/kg

1=0.98-0.7*=0.98-0.70.154-0.12=0.9562

W二=0.9562D12103'90.9266D1

r,2171.08

第U效

kr2丄$右一t2

r2

W2八敬1二+（FCp。

-W2pw"2

ILr2

2=0.98—0.7：

x2=0.98—0.70.2148—0.154=0.9374

=0.88751W1282.72

2171814592—1282

W2“9374W12214.910000377"佔22149'

第川效

3=0.98-0.7：

X3=0.98-0.70.336-0.2148=0.8951

221491282_9591

W3=0.8951W2100003.77-W,4.187-W24.187-

3IL22365.8122365.8

=0.786肌-0.051则460.67

又WW2W^7000

联立解得

W=2385.39kg/h

W2=2399.75kg/h

W=2215.35kg/h

D^2574.35kg/h

与第一次计算结果比较，其相对误差为

2219.4

1=0.049

2385.4

计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。

其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。

2.6.4蒸发器传热面积的计算

Q1==2574352103.9103/3600=1.504106W

也=7.55C

G—Q1

S|

K「t1

」211106=120轴

16007.55

Q2=Wr；=2385.39x2171.08"03/3600=1.439X06W

心=2.83C

Q3二W2r2=2399.752214.9103/3600=1.476106W

.£=19.67C

Q3

误差为1_Smn“_空色=0.047：

：

：

0.05，迭代计算结果合理，取平均传热

Smax126-4

面积S=78.9m2。

2.7计算结果列表

效数

I

n

川

冷凝器

加热蒸汽温度TJC

153.3

131.03

115.57

57

操作压力Pi,kPa

352.7

185.4

18

18

溶液温度（沸点）ti,oC

145.92

128.2

95.9

完成液浓度x「％

15.4

21.48

33.6

蒸发量W,kg/h

2385.39

2399.97

2215.35

蒸汽消耗量D,kg/h

2574.35

传热面积S,m2

123.95

123.95

123.95

3蒸发器的主要结构尺寸的计算

3.1加热管的选择和管数的初步估算

所需管子数n=

S

：

d°（L-0.1）

其中s—蒸发器的传热面积，m,由前面的工艺计算决定do—加热管外径，m

L—加热管长度，m,取L=2m,do=57mm

364.49:

365根

3.140.057（2-0.1）

3.2循环管的选择

有经验公式循环管内径

Dj=、（0.4-0.1）ndj

因为S较大，取

Di二',0.4ndi

取D=0.604m

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

n=1.1365=21.01=22根

加热室内径Di=t（nc-1）+2b

其中t为管心距，取0.07m,b=1d0

D=0.07X（22-1）+2X1X0.057=1.584m,取D=1584mm

3.4分离室直径和高度的确定

分类室的体积v=

kg/m3,U为蒸气体积强度，一般允许值为1.1—1.5m3/（mi•s）

W=W2215.35kg/h，p=0.1240kg/m3U=1.1m3/（m3•s）。

所以

V=4.512

兀2

分离室高度H与直径D的关系：

V=—&H,D=Di=1584mm

4

求出H=2.29m

3.5接管尺寸的确定

3.5.1热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs为流体的体积流量

流体进出口的内径按d=..4VS计算

因为第一效的流量最大，所以取其为计算量

Vs=2215.35/3600=4.963m/s

0.124

取u的流速为25m/s，d=.4.9634=0.5029\255

取管为53015则实际流速为u=44.9632=25.29m/s

3.147.52

3.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量

Vs=10000/3600=0.00237rrVs

1170

因为其流动为强制流动，u=0.8--15m/s,所以取u=3m/s则有

丨4x237疋10

d=、一.=0.00237m,取管为382.5

\3.14汉3

则实际流速为u=―0.002372=2.77m/s

3.14P033

3.5.3冷凝水出口

其中Vs为流体的体积流量

_43f

=6.16610m/s

s_W3_2215.35/3600

Vs==

P998

按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15m/s,取u=0.12m/s，则计算出

取管1089，实际流体流速为

4

46.16610

3.140.092

4蒸发装置的辅助设备的选用计算

4.1气液分离器

4.1.1本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体。

其性能参数如表

表0-1惯性式除沫器性能参数如表

捕捉雾滴的直径

压力降

分离效率

气速范围

>50^m

196〜588KPa

85〜90%

常压12〜25m/s减压＞25m/s

4.1.2分离器的选型

由D^DD1：

D2：

D3：

=1：

1.5:

2.0H=D-3

H=（0.4〜0.5）D

其中Do—二次蒸汽的管径，m

D1—除沫器内管的直径，m

D—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=Do=O.53mD2=0.795mD3=1.06m

H=D3=1.O6mh=0.5D1=0.265m

4.2蒸汽冷凝器的选型设计

4.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表

表0-2多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表

水气接触

压强

塔径范围

结构与要求

水量

面积大

1067〜2000Pa

大小均可

较简单

较大

422蒸汽冷凝器的选型

1.

冷却水量的确定

查多孔板冷凝器的性能曲线得18kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度

比，VL偏小，故应取VL'=1.25，VL=52.25M/h

2.冷凝器的直径

取二次蒸汽的流速u=15m/s

则D=

3.14150.124

二0.649m

3.淋水板的设计

因为D>500mn取淋水板8块

淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln计算，取L末=0.15m

即L?

=0.15m.依次计算出：

L7

0.15

0.7

-0.7

L6

0.21

0.7

-0.7

L5

0.3

0.7

0.7

L4

0.43

0.7

0.7

L3