KNO3水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.pdf

广东石油化工学院化工单元操作课程设计说明书课题：KNO,水溶液三效并流加料蒸发装置的设计专业：应用化学班 级：应化11-1班学号：_姓名：_指导老师：_日 期：2014.07.03目录第一章蒸发装置设计任务书.31.1 设计题目.31.2 设计任务及操作条件.31.3 设计项目.3第二章设计方案简介.42.1 设计方案论证.42.2 蒸发器简介.5第三章设计任务.63.1 估算各效蒸发量和完成液浓度.63.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差.63.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算.93.4 蒸发器传热面积的估算.113.5 有效温差的再分配.123.6 重复上述计算步骤.123.7 计算结果列表.17第四章蒸发器的主要结构尺寸的计算.174.1 加热管的选择和管数的初步估算.174.2 循环管的选择.184.3 加热室直径及加热管数目的确定.184.4 分离室直径和高度的确定.194.5 接管尺寸的确定.20第五章 蒸发装置的辅助设备的选用计算.225.1 气液分离器.225.2 蒸汽冷凝器的选型设计.235.3 封头尺寸的确定.26第六章5设计结果汇总.276.1 多效蒸发的工艺计算.276.2 蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计.27第七章装置流程图及蒸发器设备条件图.29第八章设计评语.29附录.30参考文献.33第一章蒸发装置设计任务书1.1 设计题目KNO?水溶液三效并流加料蒸发装置的设计。1.2 设计任务及操作条件（1）处理能力 5.20 x IO,t/aKN03水溶液（2）设备形式 中央循环管式蒸发器。（3）操作条件KNO3水溶液的原料液质量分数为0.15,完成液质量分数为0.45,原料 液温度为80、恒压比热容为3.5kJ/（kg）0加热蒸汽压力为400kPa（绝压），冷凝器压力为20kPa（绝压）。各效蒸发器的总传热系数为：K,=2000W/（m）,K2=1000W/（m ）,K3=500W/（m ）o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 略溶液的浓缩热和蒸发器的热损失，不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响。每年按300天计，每天24小时连续运行。厂址：天津地区。1.3 设计项目（1）设计方案简介，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寸设计。（4）蒸发装置的辅助设备（5）绘制KN03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。（6）对本设计进行评述。第二章设计方案简介2.1 工艺流程实际工业生产中，大多采用多效蒸发，其目的是降低蒸汽的消耗量，从而提 高蒸发装置的经济性。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一 效的温差不能小于57。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液可采用3 5效，由化工物性算图手册1第304页图5.9硝酸盐等水溶液的沸点可知，KN03溶液沸点升高较大，所以本次设计取3效。根据加热蒸汽与物料流向的不同，多次蒸发的操作流程可分为并流、逆 流、平流、错流等流程。并流流程也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。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时呈过热状态，过料时有闪蒸出现。并流流程结构紧 凑，操作简便，应用广泛。对于并流流程，后效温度低、组成高，料液的黏度 逐效增加，传热系数逐效下降，并导致有效温差在各效间的分配不均。因此，本流程只适用于处理黏度不大的料液。由化工物性算图手册第169页图2.50硝酸盐水溶液的粘度可知,KN03溶液的黏度不大，所以适用本流程。并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算示意图如图1所示。42.2 蒸发器形式随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与形式亦不断改进与创新，其种 类繁多、结构各异。本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，其结构中，加热室由一垂直的加热 管束（沸腾管束）构成，在管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管。中央循环管式蒸发器具有结构紧凑、制造方便、操作可靠等优点，故在工业 上应用较广，有“标准蒸发器”之称。但实际上，由于结构上的限制，其循环速 度较低（一般在0.5m/s以下）;而且由于溶液在加热管内不断循环，使其组成始 终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温度差减小。此外，设备的清洗 和检修也不够方便。5第三章蒸发器的工艺计算确定蒸发器的传热面积3.1 估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量卬二尸凹=5.2x104 xl 些=34667t/a因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设卬1：卬2：印3=1：1.1：1.2W=Wi+W2+W3=3.3Wi3.3=105051/W2=1.1x10505=1155&/3=1.2x10505=12606”。Fxo 52000 x0.15.,ooxi=-=-=0.188F-Wi 52000-10505Fxo 52000 x0.15X2-=-F-W1-W2 52000-10505-115560.260%3=0.453.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差oi=400Ap。（绝压）=20柱。（绝压）设各效间压力降相等，则总压力差为AP=Pi=400 20=380女尸。各效间的平均压力差为VAP 380APi=J一=126.61 kPa 3 3由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即AP,=400-126.67=273.33人尸。6P2=P-2AP,=400 2 义 126.67=146.66kPqP3=Pk=20 kPa由各效的二次蒸气压力，从化工原理（上册）闭第341页饱和水蒸气表 可查得相应的二次蒸气的温度和汽化潜热,列于下表中表1各效二次蒸汽物化数据效数IIIIII二次蒸气压力p：,kPa273.33146.6620二次蒸气温度看，（即下一效加热蒸汽的温度）130.05110.4760.1二次蒸气的气化潜热r；,kJ/kg（即下一效加热蒸汽的气化潜执）八、）2177.332231.002354.9蒸发操作常常在加压或减压下进行，但从手册中很难直接查到非常压下溶液 的沸点。当缺乏实验数据时，由化工单元操作课程设计3第87页可知，可用下式估算。=fa,0.0162（7,+273-f=-7-式中:常压（101.3kPa）下由于溶质存在而引起的沸点升高，；操作压力下由于溶质存在而引起的沸点升高，。C;f校正系数；操作压力下二次蒸气的温度，C；r操作压力下二次蒸气的汽化潜热，kj/kgo常压下水的沸点为100 C。由化工原理（上册第349页无机盐水溶液的沸点表知，常压下不同7质量分数的KN03沸点如下表表2常压下不同质量分数的KN03沸点质量分数18.8%26.1%45%沸点101.5102.3104.8（1）各效由于溶液沸点升高而引起的温度差损失为0.0162(130.25+273)2X2177.33(101.5-100)=1.81=于 Na=0.0162(110.47+273)22231.00(102.3-100)=2.46”啜(网=3.66t由于不考虑液注静压和流动阻力对沸点的影响，所以蒸发装置的总的温度差 损失为EA=ZA=1.81+2.46+3.66=7.93（2）各效料液的温度和有效总温差根据已估算的各效二次蒸气压力P：及温度差损失,可根据下式估算各效 溶液的沸点乙%=丁：.+,.=1.81A2=A；=2.46A3=Aj=3.66各效料液温度为八二工+41=130.05+1.81=131.86t2=T+A2=110.47+2.46=112.93t3=普+八3 60.1+3.66=63.76有效总温度差%=亿-北）-注由由化工原理（上册）2第341页饱和水蒸气表可查得400kPa饱和蒸 汽的温度为143.4，汽化潜热为2138.5kJ/kg,所以8Z&=(4/)Za=(143.4 60.1)7.93=75.37。3.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步估算由化工单元操作课程设计3第88页可知第i效的热量衡算式为2=，=%-WiCpw-W2cpw 叫,小）&-一）+叱力由于忽略溶液的浓缩热及蒸发器的热损失，即可忽视热利用系数（7?=1）,所以Dr、九1 九卬，=+FcPo-pw-W2cpw 式中 D,第i效加热蒸汽量，t/a,当无额外蒸汽抽出时，D,=*=；E 第i效加热蒸汽的汽化潜热，kj/kg；ri第i效二次蒸气的汽化潜热，kj/kg；Cp。原料液的比热容，kJ/（kg ）；CPW水的比热容，kJ/（kg）；f、h-分别为第i效和第iT效溶液的温度（沸点）。C。第I效的热量衡算式为2138.5“sc”7 80-131.86=-D,+52000 x 3.5 x-_2177.33 2177.33=0.982224334.9第II效的热量衡算式为9%=萼+(Fc，o叫牛 丫2-22177.332231.00叱+(52000 x3.5 4.187%)131.86-112.932231.00=0.9404叱+1544.3第in效的热量衡算式为W F t t吗 T+%=2231.00 000 义 3.5 _ 4.187 叱4.187 叱)1123 63.女2354.9 2354.9=0.0874叱+0.8600%+3800.1又W,+W2+W3=34667 t/a联立，计算得W|=10517t/aW2=11434 t/aW3=12715 t/a二15121 t/a与第一次计算结果比较，其相对误差为1111050510517=0.00111155611434=0.0111260612715=0.00810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。3.4蒸发器传热面积的估算任一效的传热面积为式中Q,第i效的传热速率，W；K,第i效的总传热系数，W/(m2 );S第i效的传热面积，m2；At第i效的传热温差，。C。所以3Q.=D,r=15121x10 x2138.5x103=1.24754x106W 1 1 1 300 x24x3600儆司 T=143.4-131.86=11.54S1=KQ1.24754X106-八 2-=54.05m22000 x11.54。2=%Xi。x2177.33xl03=8.83448x105W 300 x24x3600A，2=%一马=(=130.05 112.93=17.12 2K2t2渭需二30 Qi _ KiMiS?6=300X600X2231-00X13=9.84153x105W=T3T3=T2T3-110.47 63.76=46.71 a 9.84153X105 八 一 2S.=-=42.14m2K3 M 500 x46.7111S 42 14误差为1-=1-=022 5，误差较大,应调整各效的有效温差,max 34.U3重复上述计算过程。3.5 有效温差的再分配SA%+邑八弓+邑八百_ 54.05x11.54+51.60 x17.12+42.14x46.71 75.37=46.11机2重新分配有效温度差，得，S.A 54.05 一 一 1reAt.=At.=-x 11.54=13.53 1 S 1 46.11At；=At2=2&x17.12=19.16S 2 46.11S 4?14At；二、二一一x 46.71=42.69。03 S 3 46.113.6 重复上述计算步骤（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Fxo 52000 x0.15 _ 1OO-=-=0.188F-Wi 52000-10517_ Exo _ 52000 x0.15%-F-W1-W2-52000-10517-11434=0.260 x3=0.45（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63.76C,即13=63.76 12则第iii效加热蒸汽的温度（也即第n效二次蒸气温度）为4二普=A+=63.76+43.69=106.45 由化工原理（上册）2第349页无机盐水溶液的沸点表知，常压下不同 质量分数KNO3溶液的沸点如下表表3常压下不同质量分数的KNO3沸点质量分数18.8%26.1%45%沸点101.5102.3104.8由化工原理（上册第341页饱和水蒸气表可查得106.45C水的二次蒸气的汽化潜热为2241.66 kJ/kg,所以A；=0.0162x（106.45+273）2（也遂.100）=2.39r2241.66A2=A2=2.39t2=普+&2=106.45+2.39=108.84。7；=7=r2+A4=108.84+19.16=128.00 同样也可由化工原理（上册第341页饱和水蒸气表可查得128.00的二次蒸气的汽化潜热列于表4表4温度差更新分配后各效二次蒸气的温度和汽化潜热效数IIIIII二次蒸气温度（，（即下一效加热蒸汽的温度）128.00106.4560.1二次蒸气的气化潜热弓,，kJ/kg（即下一效加热蒸汽的汽化潜 执）八、）2183.132241.662354.9各效由于溶质存在和大气压而引起的温度差损失可=.=3黑署产匚（101.5_1。）“79&=2.3913A；0.0162x(60.1+273)22354.9x(104.8 100)=3.66各效料液的温度为八=?；+；=128.00+1.79=129.79。t2=小42=106.45+2.39=108.84。表5温度差更新分配后各效温度情况t3=63.76 温度差重新分配后各效温度情况列于下表。效数IIIIII加热蒸汽温度，TJC143.4128.00106.45有效温度差，A 一叱金卬）乙孕 丫2 丫22183.132241.66叱+(52000 x3.5 4.187%)129.79-108.842241.66=0.9348叱+1700.914第in效的热量衡算式为IV F t t2241.662354.9W2+(52000 x3.5 4.187叱4.187 弘)108.84-63.762354.9=0.0802叱+0.8718%+3484.0又W1+W2+W3-34667联解式，可得W,=10489t/aW2=11506 t/aW3=12673 t/aD,=14945 t/a与第一次计算结果比较，其相对误差为1 10517-10489=0.0031 11434-11506=0.0061 12715-12673=0.003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。各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。蒸发器传热面积的估算1521=Dj14Q45xlO3-x2 1 38.5x103=1.23 3 02x106W 300 x24x3600Ar；=13.61 二号1.23302 xlO6 八 2-二 45.30m22000 x13.613Z24x3600X2183-13X108-83443xl5|ya4=19.16 Q?8.83443XlO5 2S?=,=-=46.11m22应 1000 x19.163。=W?r=11506x10 x2241.66xl03=9.95083x105W3 2 2 300 x24x3600At3=42.69邑=悬9.95083xlO5 乙/2-二 46.62m2500 x42.69误差为i-sUmax=1一需=“2803迭代计算合理，取平均传热面积5=45.30+46.11+46.62 2-=46.11 m3由化工原理（上册第294页经济性的定义可知，各效经济性:鸳理“。1 D 14945石2 二E 二也 J26733%U506=1.10163.7计算结果列表表6计算结果效数IIIIII冷凝器加热蒸汽温度7,C143.4128.00106.4560.1操作压力耳,kPa256.56128.302020溶液温度（沸点）,129.79108.8463.76完成液浓度418.826.045蒸发量叱,kg/h1456.81598.11760.1蒸汽消耗量D,kg/h2075.7传热面积m?46.0146.0146.01经济性0.701.101.10第四章蒸发器的主要结构尺寸设计中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高 度，加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸 的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。4.1加热管的选择和管数的初步估算蒸发器的加热管通常选用25 mmx 2.5 mm、38 mmx 2.5 mm、57 mmx3.5 mm等几种规格的无缝钢管。此次设计选用加热管型号为57 mmx 3.5 mm。根据实际情况选择加热管长度为L5m。由化工单元操作课程设计3第91页可知，当加热管的规格与长度确定后，可由下式初步估算所需的管子数：.S所需管子数=,“八万do（L-O.l）其中S蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计算决定d0一加热管外径，mL加热管长度，m,17所以n46.01=184 根3.14x0.057x(1.5-0.1)4.2 循环管的选择由化工单元操作课程设计3第92页可知，循环管的截面积是根据 使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。中央循环管式蒸发器的循环管截面积 可取加热管总截面积的40%100%。本次计算取55%o则循环管的总截面积为=0 55 fl；D=yjo.55ndi=Jo.55x184 x(57-2x3.5)=503mm根据上述结果，在附录1无缝钢管规格型号表大全中，选取管径相近的标准管型号为循环管的管长与加热管相等，为1.5m。4.3 加热室直径及加热管数目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、正方形、同心圆等，目前以三角形排 列居多。此次设计排列方式取正三角形。不同尺寸加热管的管心距如下表表7不同加热管尺寸的管心距加热管外径do/mm19253857管心距t/mm25324870由上表查得型号为的管心距为中57 mmx 3.5 mm为70mm管子按正三角形排列时，管束中心在线管数nc=1.1 x=1.1 x J184=15 根然后采用下式初步估算加热室内径，即Dl=t(nc-l)+2bf18式中，b=(l-1.5)d0,b=L4do所以Dj=t(nc-1)+2b*=70 x(15-1)+2x1.4x57=1140mm表8壳体的标准尺寸壳体内径/mm400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚/mm8101214根据初估加热室内径值和容器的公称直径系列，选取加热室壳体内径 11180mm,壁厚15mm。以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。如附图1,通过作图，求得加热管数 n二180,而初步估算疗=184,其相对误差为1841-=0.022 加在流速范围内,计算合理。(2)加热蒸汽进口与二次蒸气出口若各效尺寸一致，则二次蒸气体积流量应取各效中较大者。第in效体 积流量最大，取流体的流速为25m/s,故TZ%1760.1 3/V=-=-=3.7413m3/ss 夕3 3600 x0.13068=30.437m=437mm所以选取规格为480 mmx 15mm标准管。此时当二_4x3713-之二23.5办血3.14x(480-2x15)x10)在流速范围内,计算合理。(3)冷凝水出口接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。流体的适宜流速按自然 流动考虑，取流体的流速为0.lm/s。因为第一效加热蒸汽消耗量最大，故二4=2075.7=6.16810-4m3/q 3600 x934.83.14x0.14x6.168x10 一 4=88.64x1。-3 m-88.64mm21所以选取规格为102nlmx 5mm标准管。此时U”二4x6168x10t_ 二 0 093加/s裾 3.14x(102-2x5)x10-3)2 在流速范围内,计算合理。第五章蒸发装置的辅助设备结构尺寸设计蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器和蒸汽冷凝器。5.1 气液分离器蒸发操作时，二次蒸气中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体，还需设置气液分离器，以 使雾沫中的液体聚集并与二次蒸气分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。为节省空间，将除沫器设置在蒸发器分离室顶部，其类型有简易式、惯性 式及网式除沫器等。表io各种气液分离器的性能形式捕集雾滴的宜径/p m压力降/Pa分离效率/%气速范围/m s1简易式5098 14780 8835常压1225（进口）,惯性式5019658885 90减压25（进口）网式524573598 10014二次蒸汽气速为25m/s,所以此次选用惯性式除沫器。惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸气在突然改变运动方向时，液滴 因惯性作用而与蒸气分离。惯性式除沫器的主要尺寸可按下列关系确定:D0-DiDi：D2：D3：=1：1.5：2.0H=D3H=（0.40.5）Di其中Do二次蒸汽的管径，m22Di除沫器内管的直径，mD2除沫器外罩管的直径，mD3除沫器外壳的直径，mH除沫器的总高度，mh除沫器的内管顶部与器顶的距离，m由二次蒸气的出口接管尺寸得Do x D=450mmD1=1.5D1=1.5x450=675mmD3=2D1=2 x 450=900mmH=D3=900mmh=0.5D=0.5 x 450=225mm所以 Di=Do=O.53m D2=0.795m Da=1.06m所以除沫器内管选用480 mmxl5 mm除沫器外罩管选用710 mmx 20mm除沫器外壳选用0960 mmx20 mm5.2 蒸气冷凝器蒸气冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸气冷凝。当二次蒸气为水蒸气不 需要回收时，可采用直接接触式冷凝器，二次蒸气与冷却水直接接触进行热 交换，冷凝效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛采用。表11蒸气冷凝器的性能冷凝器形式多层多孔板式单层多孔板式水帘式填充塔式水喷射式水气接触面积大较小较大大最大压降/Pa10672000小，可不计13333333较小大塔径范围/mm大小均可不宜过大W350100不宜过大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 一定的要求水量较大较大较大较大最大其他孔易堵塞适用于腐蚀性 蒸气的冷凝23由上表可知，单层多孔板式冷凝器水气接触面积较小，不适合；填充塔 式冷凝器适用于腐蚀性蒸气的冷凝，不适合；水帘式和水喷射式冷凝器安装 或加工有一定要求，较繁琐，不适合；多层多孔板式冷凝器虽孔易堵塞，但 水气接触面积大，结构简单，通过水量大，较适合。所以本次设计选用多层多孔板式冷凝器。(1)冷却水量W匕=X式中 匕冷却水量，kg/h；%进入冷凝器二次蒸气的流量，kg/ho与实际数据相比，计算的值偏低，故设计时取w匕二(1.2-1.25)*A利用化工单元操作课程设计第98页图4-13所示的多孔板式冷凝器的性 能曲线，已知冷凝器进口蒸气压力20kPa,取冷却水进口温度20,故取 匕=1.259=1.25、又出=41.511113/72X 53(2)冷凝器的直径利用化工单元操作课程设计3第98页图4-14所示的冷凝器内径与蒸气流量的关系图，可得蒸汽压为20kPa,蒸气流量为1760.lkg/h时，冷凝器直径D=370mm所以冷凝器选取390 mmx 10 mm(3)淋水板的设计淋水板的设计主要包括以下内容。淋水板数：当D=370mm500mm时,取46块，本次设计取5块；淋水板间距：当取5块板时，4+1=(0.5-0.7)424Lo=D+(0.15 0.3)相所以，取LQ=D 0,2=0.37+0.2=0.570m4=0.7 L。=0.7 x 0.570=0.399mL2=0.7 k=0.7 x 0.399=0.279mL3=0.7L2=0.7 x 0.279=0.195mL4=0.7L3=0.7x0.195=0.137m弓形淋水板的宽度：最上面一块 =(0.80.9)。，m；其他各块淋水板 B=0.5D+0.05 m。所以，取B=0.852)=0.85 x 0.370=0.314mB=0.5D+0.05=0.5 x 0.370+0.05=0.235m淋水板堰高h：当 D=370mm500mm 时，h=40mm淋水板孔径：冷却水循环使用，取d=10mm淋水板孔数：淋水孔流速uo可采用下式计算：其中 止淋水孔的阻力系数，0.950.98(P-水孔收缩系数，(p=0.800.82h-淋水板堰高,m取0.97(p=0.81 则u0=0.97 x0.81x J2x9.81x0.04=0.70m/s25孔数匕3600 x工屋441.51x43600 x3.14x0.012x0.7=210 个考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，最上层板的实际淋水孔数应加大10%15%,其他各板孔数应加大5%,即取最上层孔数为 N=1.1 n=1.1 x 210=231个，其它各板孔数应加大5%,即N=1.05n=1.05 x 210=221个淋水孔采用正三角形排列。5.3 封头尺寸的确定（1）顶部封头由化工设备课程设计指导4第21页可知，中低压化工设备上经 常使用的封头（或顶盖）大多为标准的椭圆形封头。由化工设备机械基础5第214页可知，标准椭圆形封头的曲面深 度,。1180.Q.h=L=-=295mm4 4封头的直边高度ho与封头公称直径相关。当封头的公称直径Qn W2000mm时h0=25mm（2）底部封头由化工设备机械基础第217页可知，锥形封头广泛用于立式容器底部 以便于卸除物料。为解决边界应力，最好的办法是在圆柱形壳体与锥形壳体之间 加上一个过渡圆弧，这就是带直边和折边的锥形封头。折边半径r不能小于 0.1D）,则取r=0.100.1x1180=118mm直边高度26h0=25mm半锥角最大可取60,则取。=49第六章设计结果汇总6.1 多效蒸发的工艺计算表12多效蒸发的工艺计算效数IIIIII冷凝器加热蒸汽温度1，C143.4128.00106.4560.1操作压力邛,kPa256.56128.302020溶液温度（沸点）九C129.79108.8463.76完成液浓度418.826.045蒸发量叱,kg/h1456.81598.11760.1蒸汽消耗量。kg/h2075.7传热面积Ln?46.0146.0146.01经济性0.701.101.106.2 蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计表13蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计蒸发器加热管长度1.5m加热管管径57 mmx 3.5 mm循环管管径530 mmx 10 mm加热室内径 1210 mmx 15 mm加热管数目180分离室直径1210mm分离室高度2278mm接管溶液进出口管39 mmx 3.5 mm27加热蒸汽与二次蒸汽进出口管480 mmxlO mm冷凝水出口管 102mmx 5 mm气液分离器二次蒸汽的管径450mm除沫器内管的直径450mm除沫器外罩管的直径675mm除沫器外壳直径900mm除沫器的总高度900mm除沫器的内管顶部与器顶的距 离225mm蒸汽冷凝器冷凝器类型多层多孔式冷凝器冷却水量41.51m3/h冷凝器的直径370mm淋水板数5淋水板间距40.399m淋水板间距七0.279m淋水板间距区0.195m淋水板间距40.137m弓形淋水板的宽度314mm/235mm淋水板堰高40mm淋水板孔径10mm最上层板的实际淋水孔数231其他各板的实际淋水孔数221封头顶部封头曲面深度295mm顶部封头直边高度25mm底部封头折边半径118mm底部封头直边高度25mm底部封头半锥角4928第七章装置流程图及蒸发器设备工艺图见附图第八章设计评语本次课程设计耗时两周，经过不断努力和奋斗，我们完成了硝酸钾水溶液 三效并流加料蒸发装置的设计。通过本次课程设计，我们熟悉掌握了化工设计的程序和方法，学会了文献 资料、手册的查阅和使用方法。资料繁多，这要求我们学会比较和分析，选用 最合适的数据和公式，准确而迅速地进行过程计算。我们学会严谨地对待设计 中的每一步，反复验算斟酌，确保步步有据。在确定工艺流程和设备选型时，要兼顾技术的可行性和经济的合理性综合分析设计任务要求，保证设备运行 安全。同时，我们学会了灵活运用Word和公式编辑器等办公软件，也加深了工程 制图的相关基本知识。总体来说，这次课程设计不仅使我们加深了化工原理、工程制图等多方面 的知识，还让我们体会到了团体合作的力量。感谢老师的指导，使我们及时发 现了设计中的不足并加以完善。尽管设计过程繁杂，时间紧迫，最后的作品中 也许还存在着些许瑕疵，但这是我们将学过的知识运用到实际生活中的难得机 会，也会成为我们的宝贵经验。29附录附录1:无缝钢管规格型号表大全无缝管12*1-1.5-2.5无缝管70*4.5-5-6-7-8-9-10-12-15-16无缝管245哈 10-14-17-20-22-30-40尢缝管14*1.5-2.5-3尢缝管73*4-4.5-5-6-T-8-9-10-12-15尢缝管273*7-8-10-16-18-20-25-30-45-60无缝管16*1.5-2.5-3无缝管78M 4.5 5 6 7 89 10 12 14无缝管29XT2-2U-35-5U无缝管18*2-3-4-5无缝管83*1 5-6-10-12-14-16-18-20无缰管335*8-12-11-18-22-25-15-60无缝管20*2-2.5-3-C无缝管89*4.5-6-10-12-14-16-18-20无缝管355*8-10-20-25-30-40-52无缝管24+2.5 3 4 5 6无缝管95*4.5-8-10-12-14-16-20无缝管3778-12-16-20-24-28无缝管25*2.5-3-4-5-6无缝管1024.5-5-7-8-10-12-I4-1R-18-30无缝管402*10-15-20-25-30-35-40无缝管28*3-3.5-4-5-6无健管108*4.5-5-7-8-10-12-14-18-20-22无缝管40010-20-25-28-35-40无缰管32*3.5-4-5-6-8无缝管114M.5 5 6 7 1012-16-18-20无箍管428*10 12 14 16 20-25-30-35-40无缰管34*4-5-6-8无缝管121*1 5-5-6-7-8-10-12-11-16-18-20无缰管480*10-12-14-16-18-20-25-30-40-50无缝管303.5-5-6-8无缝管127M.5-5-6-7-8-10-12-14-16-18-20无缰管53O10-12-14-16-18-20-30-40无缝管38*4.5 6 7 8 10无缝管133M-5-6-8-12-15-18-20-25-30无缝管56010-14-16-20-25-30-40-50-6030无缝管39*3.5-5V-8无缝管140*6-8-10-12-14-16-18-20-22-25无缝管600*10-14-16-20-25-30无缝管12*3.5-4-S-6-7-8-9-10无缄管148-8-10-12-11-16-18-20-30无缝皆610-10-11-18-20-25-30-45-66无缝管45*3.5-4-5-6T-8-9-10无缝管1506-8-10-12-14-17-20-25-30无缝管630*10-30-40-45-55-75无缝管48*3.5-4-5-G-7-8-9-10无缝管153M.5-6-8-10-12-14-20-25-30无缝管650*15-20-30-45-55-75无缝管51*3.5-4-5Y-7-8-9-10无缝管168*8-10-12-11-20-25-30无缝管71010-20-30-45-65-75无缝管56*3.5-4-5-6-7-8-9-10无缝管1808-12-16-25-30-45无缝管760*20-30-10-50-60-70无缝管57*3.5-4-5-6-7-S-9-10无缝管184*6-8-12-16-20-25-30-40-48无缝管850*20-25-35-45-65无缝管60*3.S-4-5-6-7-8-9-12-14无缝管200*6-7-10-15-20-26-30-45无缝管960*48无缝管63*3.5-4.5-5-6-7-8-9-12-14无缝管219*6-8-12-16-18-20-25-30-45-50-60无缝管1020*50-60-80-100无缝管68*4-4.5-5.5-7-8-9-10-12-14-16无缝管232*10-20-30无缝管1220*10-12-14-16附录2：英文字母b一一管壁熔度，m：B-宽度，m：c比热容，kJ/(kg)：符号说明d-加热管直径，m；D直径，m：D加热蒸汽消耗量，kg/h：E经济性，量纲为一：31f校正系数，量纲为一;X一一单位体积冷却水所能冷却的蒸F一一进料量，t/a；g-重力加速度，m/s；ho-直边高度，mm；h-曲面深度，mm；h-高度，m；H-高度，m；K总传热系数,W/(m2-)；L-长度，m；L淋水板间距，m；n-管数；i-蒸发系统总效数；n一一孔数：N孔数；P-绝对压力，kPa；Q息传热速率，/r一一汽化潜热，kj/kg；r-折边半径，mm；S-传热面积，m；t一一溶液的温度(沸点)，C；t-管心距，m；T一一蒸汽温度，;u-流速，m/s；U蒸发体积强度，m7(mJ-s)；V体积流量，m7s；V水的流量，kg/h；V-分离室的体积，mJ；W一一蒸发量，kg/h；W-质量流量，kg/s；x一溶质的质量分数，量纲为一;汽的质量，kg/m3o希腊字母a 半锥角；一一温度差损失，。(2；n 阻力系数，量纲为一；p 一一密度，kg/m3；(P一一水流收缩系数，量纲为一;E总和。上标二次蒸气的；,因溶液蒸汽压而引起的。下标1,2,3效数的序号；a常压的；c管束中心线上的；0进料的；i内侧的；k一一冷凝器的；L液体的；max-最大的；min-最小的；n板块数；o外侧的；P-压力；po-原料液的；pw-水的；S秒；S一饱和的；S流体的；32V 体积的;W-水的；V蒸气的;W 壁面的O 33北京：化学工业.，2003.7中国石化集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册（下册）.6黄振仁，魏新利主编.过程装备成套技术.北京：化学工业.，2008.2011.业.,5董大勤高炳军董俊华编.化工设备机械基础.北京化学工4方书起主编.化工设备课程设计指导.北京：化学工业.，2010.2011.3贾绍义，柴诚敬主编.化工单元操作课程设计.天津：天津大学.，2柴诚敬主编.化工原理第二版（上册）.北京：高等教育.，2010.业.，2002.1刘光启，马连湘，邢志有主编.化工物性算图手册.北京：化学工参考文献