NaOH水溶液三效并流加料流蒸发装置的设计.pdf

Na OH水溶液三效并流加料蒸发装置日勺设计设计单位:设计者：设计日期:设计任务书一、设计题目NaO H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 2.5 X 104吨/年NaO H水溶液2.设备形式 蒸发器3.操作条件a.NaO H水溶液的原料液浓度为10%(wt),温度为35C,用预热器加 热至第一效沸点温度，再送进蒸发器；完毕液浓度为40%(wt)。b.加热蒸汽压强为5O O kP a(绝压)，末效为真空，压力为15.5kP a(绝 压)。c.各效传热系数分别为：Kl=3000 W/(m2 )K2=1500 W/(m2 )K3=750W/(m2 )d.各效蒸发器中的液面高度：L5-2.5m。e.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，并忽视热损失。f.每年按330天计，每天24小时持续运行。三、设计项目1.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。2.蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。3.蒸发器的重要构造尺寸设计。4.重要辅助设备选型，包括预热器、汽液分离器及蒸汽冷凝器。5.绘制NaO H水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器总装配 图。目录1.概述.1L1蒸 发操作的特点.11.2 蒸发设备及蒸发器.51.3 三效蒸发工艺流程.102.工艺计算及主体构造计算.112.1 三效蒸发工艺计算.112.1.1三效蒸发器设计流程.112.1.2设计计算.132.2蒸发器重要构造计算.233.蒸发装置辅助设备选型.304.探索使用Aspen Plus设计蒸发器措施.335.后记.351、概述1.1 蒸发操作的特点蒸发是将非挥发性物质的稀溶液加热沸腾，使溶剂气话，溶液浓缩得到浓溶 液的I过程。1.1.1 蒸发时基本流程蒸发过程的两个必要构成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不停除去汽化的I 水蒸气，前一部分在蒸发器内进行，后一部分在冷凝器完毕。蒸发器实质上是一 种换热器，由加热室和分离室两部分构成，加热室一般用饱和水蒸气加热，从溶 液中蒸发出来的水蒸气在分离室分离后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带 出，一般在蒸发器顶部设有气液分离用的I除沫装置从蒸发器蒸出的蒸汽称为二次 蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效的物料加热。冷却水从冷凝器顶加入,与上升的蒸汽接触，将它冷凝成水从下部排出，不凝气体从顶部排出。一般不凝 气体来源有两个方面，料液中溶解於I空气和系统减压操作时从周围环境中漏入的 空气。料液在蒸发器中蒸浓到达规定后称为完毕液，从蒸发器底部放出，是蒸发操 作的产品。1.1.2 蒸发的操作措施根据多种物料的特性和工艺规定，蒸发过程可以采用不一样的I操作条件和措 施。常压蒸发和减压蒸发根据操作压力不一样，蒸发过程可以分为常压蒸发和减压蒸发，常压蒸发是 指冷凝器和蒸发器溶液侧的操作压力为大气压或略高于大气压，此时系统中的不 凝气依托自身的压力从冷凝器排出。减压蒸发冷凝器和蒸发器溶液侧欧I操作压力 低干大气压，此时系统中的不凝气需用真空泵抽出。减压蒸发较常压蒸发具有如下长处：在加热蒸汽压强相似的状况下，减压蒸发时溶液的沸点低，传热温差 可以增大，当传热量一定期，蒸发器的J传热面积可以对应地减小；可以蒸发不耐高温的溶液；可以运用低压蒸汽或废气作为加热剂；操作温度低，损失于外界的热量也对应地减小。不过，减压蒸发也有一定欧J缺陷，这重要是由于溶液沸点减少，黏度增大，导致总的传热系数下降，同步还要有减压装置。单效蒸发和多效蒸发根据二次蒸汽与否用来作为另一蒸发器的I加热蒸汽，蒸发过程分为单效蒸发 和多效蒸发。单效蒸发中加热蒸汽在冷凝器中用水冷却排出。多效蒸发中，第一 种蒸发器蒸出的二次蒸汽用作第二个蒸发器的加热蒸汽，第二个蒸发器蒸出的二 次蒸汽用作第三个蒸发器的加热蒸汽，以此类推，串联蒸发器的个数称为效数。多效蒸发的I经济性多效蒸发时，除末效外，各效的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸 汽加以运用，因而和单效相比，相似的I生蒸汽量D可蒸发更多的水量肌 亦即提 高了生蒸汽的经济性W/D。如前所述，在若干假定条件下，单效时的IW/D约为1。同理，双效时约为2,三效时约为3,等等。考虑实际状况，根据经验，不一样 效数时生蒸汽的经济性大体如下表：表生蒸汽经济性W/D区）经验值效数单效双效三效四效五效W/D0.911.752.53.333.70正由于多效蒸发时生蒸汽的I经济性较高，因此在蒸发大量水分时广泛采用多 效蒸发。但上表也阐明，当效数增长时，W/D值虽然增长，但并不和效数成正比。多效蒸发欧I代价首先，多效蒸发时需要多种蒸发器，为便于制造和维修，各蒸发器时传热面 积常相似，此时，多效蒸发的设备费近似和效数成正比。因此，多效蒸发时生蒸 汽经济性的提高是以设备费为代价的。另一方面，当生蒸汽的压力（温度）和冷凝器的压力（温度）给定期，不管 单效或多效蒸发，其理论传热温度差均为Atr-T-T,0这里，丁和分别为 加热蒸汽和冷凝器处二次蒸汽的温度。换句话说，理论传热温差与效数无关，多 效蒸发只是将上述传热温度差按某种规律分派至各效。并且，多效蒸发时每一效 都存在沸点上升或传热温度差损失，因而各效有效传热温度差之和一一总有效传 热温度差必然不不小于单效时欧J有效传热温度差，成果导致多效时的生产能力不 不小于单效。间歇蒸发和持续蒸发间歇蒸发有两种操作措施:一次进料，一次出料持续进料，一次出料工业上大规模的生产过程一般采用的是持续蒸发。蒸发器的生产强度与蒸汽的经济性(一)蒸发器的生产能力与生产强度1、蒸发器的生产能力蒸发器的生产能力可用单位时间内蒸发的水分量来表达。由于蒸发水分量取决于传热量的大小，因此其生产能力也可表达为皿二2 二 4/W蒸发器的I生产能力，kg/h；2蒸发器的传热速率，kj/h；，一操作压力下二次蒸汽的汽化潜热，kj/kg；2、蒸发器的生产强度蒸发器的生产强度简称蒸发强度，是指单位时间单位传热面积上所蒸发的水量，kg/(m2 h)U=s若为沸点进料，且不计热损失，根据Q=&*=,贝!J S r由上式可知，若蒸发操作的压力一定，则二次蒸气欧I汽化热r 也可视为常 数，因此，欲提高蒸发器的生产强度，重要途径是提高总传热系数K和传热温度 差Atni（Ttl）。前者，上面已述。提高传热温度差的措施：采用真空蒸发或选 用高温热源，如高温导热油、熔盐或用电加热等。3、提高蒸发强度的途径（1）提高传热温度差提高传热温度差可提高热源的温度或减少溶液的沸点等角度考虑，T程上一 般采用真空蒸发或高温热源来实现。（2）提高总传热系数蒸发器的总传热系数重要取决于溶液的性质、沸腾状况、操作条件以及蒸发 器的构造等。这些已在前面论述，因此，合理设计蒸发器以实现良好的溶液循环 流动，及时排除加热室中不凝性气体，定期清洗蒸发器（加热室内管），均是提 高和保持蒸发器在高强度下操作的重要措施。（二）加热蒸汽的经济性蒸发过程是一种能耗较大的J单元操作，一般把能耗也作为评价其优劣的另一 种重要评价指标，或称为加热蒸汽的经济性，它的定义为1kg蒸汽可蒸发的水分_D _ 量，即：m一：提高加热蒸汽的蒸汽性一般可以选择多效蒸发。（三）提高加热蒸汽经济程度的其他措施多效蒸发可以提高加热蒸汽的I经济程度，除此之外，还可以采用如下措施来 提高生蒸汽的经济程度。1.二次蒸汽的I部分运用（额外蒸汽欧I引出）在单效蒸发中，若能将二次蒸汽引出一部分,作为其他设备热源加以运用（如 用来预热原料液），则对蒸发装置来说，能量消耗已降至最低程度，只是将加热 蒸汽转变为温度较低的二次蒸汽而已。同理，对多效蒸发，假如将末效蒸发器的J 二次蒸汽有效的I运用，也可大大提高加热蒸汽的运用率。2.冷凝水显热的运用蒸发装置消耗大量蒸汽必随之产生数量可观的冷凝水。此冷凝液排出加热室 外可用以预热料液，也可像图7-19所示将冷凝水减压，减压至下一效加热室的 压力。使之用过热产生自蒸发现象。汽化的蒸汽可与二次蒸汽一并进出入后一效 附加热室，于是，冷凝水的I显热得以部分地回收运用。3.二次蒸汽的I再压缩（热泵蒸发）在单效蒸发中，二次蒸汽在冷凝器中冷凝除去，蒸汽的潜热即完全除去，很 不经济。考虑此二次蒸汽通过热泵（即压缩机）绝热压缩，使其P t,7 t,然 后再送回本来欧I蒸发器中作为加热蒸汽，则其潜热可得到反复运用。不过，要到达很好欧I经济效益，压缩功的I压缩比不能太大，即二次蒸汽的压 力和温度需提高的I愈多，压缩比愈大，愈不经济。这样，二次蒸汽的温升不也许 高，传热推进力不也许大，而所需的传热面积则必然较大。对于沸点升高大的溶 液的蒸发，热泵蒸发器的经济程度大为减少。由此可知，热泵蒸发量不合用沸点 上升比较大的状况。止匕外，压缩机的投资费用较大，需要维修保养，这些缺陷也 在一定程度上限制了它的I使用。1.2蒸发设备蒸发设备中包括蒸发器和辅助设备1.2.1蒸发器的型式与构造蒸发器重要由加热室和分离室构成。加热室有多种多样的形式，以适应多种 生产工艺的I不一样规定。按照溶液在加热室中的j运动的状况，可将蒸发器分为循 环型和单程型（不循环）两类。（一）循环型蒸发器特点：溶液在蒸发器中循环流动，因而可以提高传热效果。由于引起循环 运动的原因不一样。有分为自然循环型和强制循环型两类。自然循环：由于溶液受热程度不一样产生密度差引起强制循环：用泵迫使溶液沿一定方向流动1.中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器为最常见的I蒸发器，其构造如图5-2所示,它重要由加热室、蒸发室、中央循环管和除沫器构成。蒸发器的I加 热器由垂直管束构成，管束中央有一根直径较大的I管子，称为中央 循环管，其截面积一般为管束总截面积的140%100%。当加热蒸汽 一加热金，2-加热管，3-中央第坏管:4-蒸发空二5-除沫宓（介质）在管间冷凝放热时，由于加热管束内单位体积溶液的受热 团 u c Hi rh，压工十特哈面积远不小于中央循环管内溶液的I受热面积，因此，管束中溶液的I相对汽化率就 不小于中央循环管的汽化率，因此管束中时气液混合物的I密度远不不小于中央循 环管内气液混合物的I密度。这样导致了混合液在管束中向上，在中央循环管向下的自然循环流动。混合液的I循环速度与密度差和管长有关。密度差越大，加热管 越长，循环速度越大。但此类蒸发器受总高限制，一般加热管为12m,直径为2575mll1,长径比为2040。长处：溶液循环好；传热效率高；构造紧凑、制造以便、操作可靠。缺陷：循环速度低；溶液粘度大、沸点高；不易清洗。适于处理结垢不严重、腐蚀性小的溶液。*2.悬筐式蒸发器 二、悬筐式蒸发器是中央循环管蒸发器的改善。其加热室像个悬筐，悬挂 /在蒸发器壳体的I下部，可由顶部取出，便于清洗与更换。加热介质由中央 出:蒸汽管进入加热室，而在加热室外壁与蒸发器壳体的I内壁之间有环隙通道，U、旦络#.匕3a其作用类似于中央循环管。操作时，溶液沿环隙下降而沿加热管上升，二次蒸汽形成自然循环。一般环隙截面积约为加热管总面积的I 100150%,因而溶液循环速度较高（约为11.5m/s）o由于与蒸发器外壳接触时是温度较低的沸腾液体，故其热损失较小。3.外热式蒸发器如图5-4为常用的J外热式蒸发器,其重要特点是采用了长加热管（管 长与直径之比%=5010。），且液体下降管（又称循环管），不再受 热。这样有助于液体在器内的循环，循环速度可达L5m/s。长处：减少了整个蒸发器的高度，便于清洗和更换；循环速度较高,使得对流传热系数提高；结垢程度小。适于处理易结垢、有晶体析出、处理量大的溶液。4.列文蒸发器构造特点：在特点是在加热室上部设置沸腾室，加热室中的溶液因受到附加液柱的作用，必须上升到沸腾室才开始沸腾，这样防止了溶液在加热管中结垢或 析出晶体。长处：流动阻力小；循环速度高；传热效果好；加热管内不易堵塞。缺陷：设备费高；厂房高，耗用金属多。适于处理有晶体析出或易结垢的溶液。5.强制循环型蒸发器上述几种蒸发器均为自然循环型蒸发器，即靠加热管与循环管内溶 液的密度差作为推进力，导致溶液的循环流动，因此循环速度一般较低,尤其在蒸发粘稠溶液（易结垢及有大量结晶析出）时就更低。为提高循 环速度，可用循环泵进行强制循环，如图4-10所示。这种蒸发器的循 环速度可达1.55m/s。其长处是，传热系数大，利于处理粘度较大、-”，安易结垢、易结晶的物料。但该蒸发器的I动力消耗较大，每平方米传热面积消耗的 功率约为0.40.8kWo（二）单程型蒸发器（膜式蒸发器）循环型蒸发器的I共同特点蒸发器内料液的滞留量大，物料在高温下停留时间长，对热敏性物料不利。在单程型蒸发器中，物料一次通过加热 面即可完毕浓缩规定；离开加热管的溶液及时加以冷却，受热时 间大为缩短，因此对热敏性物料尤其合适。1.升膜式蒸发器图5-7所示升膜式蒸发器，这种蒸发器的I加热管束可长达310m。溶液由加 热管底部进入，经一段距离的I加热，汽化后，管内气泡逐渐增多，最终液体被上 升的I蒸汽拉成环状薄膜，沿管壁运动，汽液混合物由管口高速冲出。被浓缩的J液 体经汽液分离即排出蒸发器。此种蒸发器需要妥善地设计和操作，使加热管内上 升的I二次蒸汽具有较高欧I速度，从而获得较高传热系数，使溶液一次通过加热即 达预定的浓缩规定。在常压下，管上端出口速度以保持2050m/s为宜。合用于：蒸发量大（较稀的溶液），热敏性及易起泡的I溶液。不合用于：高粘度，易结晶、结垢的溶液。2.降膜式蒸发器如图7-6所示降膜式蒸发器。料液由加热室顶部加入，经液体 分布器分布后呈膜状向下流动。汽液混合物由加热管下端引出，经 汽液分离即得完毕液。为使溶液在加热管内壁形成均匀液膜，且不 便二次蒸汽由管上端窜出，须良好地设计液体分布器。合用于：粘度大的物料不合用于：易结晶的物料，固形成均匀的I液膜较难，K不高。（3）升-降膜式蒸发器蒸发器由升膜管束和降膜管束组合而成，蒸发器的底部封头内 有一隔板，将加热管束提成两部分。溶液由升膜管束底部进入，流 向顶部，然后从降膜管束流下，进入分离室，得到完毕液。适于处理浓缩过程中粘度变化大的溶液、厂房有限制的场所。完成液（4）刮板薄膜式蒸发器如图5-11所示。专为高粘度溶液的蒸发而设计。料液自顶部进入蒸 发器后，在刮板的I搅动下分布于加热管壁，并呈模式旋转向下流动。汽 化的二次蒸汽在加热管上端无夹套部分被旋刮板分去液沫，然后由上部 抽出并加以冷凝，浓缩液由蒸发器底部放出。特点：借外力强制料液呈膜状流动，可适应高粘度，易结晶、结垢 的I浓溶液蒸发缺陷：构造复杂，制造规定高，加热面不大，且需要消耗一定的I动力。（三）其他蒸发器1,直接加热蒸发器（浸没燃烧式）将一定比例的燃烧气与空气直接喷入溶液中，燃烧气的温度可高达1200 1800,由于气、液间的温度差大，且气体对溶液产生强烈的I鼓泡作用，使水分 迅速蒸发，蒸出的I二次蒸汽与烟道气一同由顶部排出。长处：构造简朴，不需要固定时传热面，热运用率高适于处理易结垢、易结 晶或有腐蚀性的溶液。不适于处理不能被燃烧气污染及热敏性的溶液。2.螺旋管蒸发器在螺旋加热管中，要被蒸发的液体从顶部流向底部，同步，沸腾膜与蒸汽并 流流动，由于加热管当然螺旋形状，在中等高度的设备中可以容纳很长的管子，通过很长的管道流动中产生的蒸汽对液膜施加一种很高的剪切力。为此，弯曲的I 螺旋管将引起二次流，二次流被施加在沿管轴的流动上，这此作用可增进湍流并 强化高粘状况下的热传递。合用于到达高浓度和高粘度。为获得高的蒸发比，此类蒸发器在高温度差下和单程操作。（四）蒸发器的I选型蒸发器的构造形式较多，选用和设计时，要在满足生产任务规定，保证产品 质量的前提下，尽量兼顾生产能力大，构造简朴，维修以便及经济性好等原因。表5-1列出了常见蒸发器的I某些重要性能，可供选型的参照。（五）过程和设备的强化与展望纵观国内外蒸发装置的研究，概括可分为如下几种方面：1、开发新型蒸发器；2、改善蒸发器内液体的流动状况；3、改善溶液的工艺性质；4、优化设计和操作。蒸发器的辅助设备（一）除沫器（汽液分离器）蒸发操作时产生的I二次蒸汽，在分离室与液体分离 后，仍夹带大量液滴，尤其是处理易产生泡沫的液体，夹带更为严重。为了防止产品损失或冷却水被污染，常 在蒸发器内（或外）设除沫器。图5T2为几种除尘器的 构造示意图。图中（a）（d）直接安装在蒸发器顶部,（e）（g）安装在蒸发器外部。（二）冷凝器和真空装置1.冷凝器冷凝器欧I作用是冷凝二次蒸汽。冷凝器有间壁式和直接接触式两种。倘若二次蒸汽为需回收欧J有价值物料 或会严重污染水源，则应采用间壁式冷凝器。否则一般采用直接接触式冷凝器。后一种冷凝器一般均在负压下操作，这时为将混合冷凝后的水排出，冷凝器必须 设置得足够高，冷凝器底部的长管称为大气腿。2.真空装置当蒸发器在负压下操作时，无论采用哪一种冷凝器，均需在冷凝器后安装真 空装置。需要指出的是，蒸发器中的负压重要是由于二次蒸汽冷凝所致，而真空装置 仅是抽吸蒸发系统泄漏欧I空气、物料及冷却水中溶解的不凝性气体和冷却水饱和 温度下的水蒸汽等，冷凝器后必须安真空装置才能维持蒸发操作的真空度。常用 的真空装置有喷射泵、水环式真空泵、往复式或旋转式真空泵等。1.3三效蒸发工艺流程采用多效蒸发时目的是为了减少新鲜蒸气用量，详细措施是将前一效时二次 蒸气作为后一效时加热蒸气。多效蒸发流程1.并流流程即加热蒸气和原料液均顺次流经各效。这种加料的j特点是前一效到后一效可自动加料，后一效中欧I物料会产生自蒸发，可多蒸出部分水汽，但 溶液的I黏度会随效数的增长而增大，使传热系数逐效下降，因此并流加料不合适 处理随浓度增长而增长较高的物料。2.逆流流程 即加热蒸气走向与并流相似，而物料走向则与并流相反。这种 加料的特点是各效中欧I传热系数较均匀，适于处理黏度随温度变化较大的物料。3.平流流程 即加热蒸气走向与并流相似，但原料液和完毕液则分别从各效 中加入和排出。这种流程合用于处理易结晶物料。4.错流流程 本流程欧I特点是在各效间兼用并流和逆流加料法。兼有并、逆 流的长处，不过操作复杂，适于料液粘度随浓度明显增长的场所。由于本次设计所处理的物料为烧碱溶液，才用一般的并流操作即可。1.3.2工艺流程图2、工艺计算及主体构造计算2.1 三效蒸发工艺计算2.1.1 三效蒸发器设计流程用试差法求解的详细计算采用如下环节：1、设各效蒸发量Wl,W2,和各效压力pi,P 2,为初值。各效蒸发量 时初值可按各效蒸发量相等的原则确定，也可以根据详细蒸发过程的经验数据确 定。各效的操作压力可按各效压差相等计算，即取相邻两效间的压差相等计算。2、根据各效蒸发量欧I初值，应用物料衡算就确定各效溶液溶液浓度内。3、根据各效压力的I初设值与计算出的I溶液浓度Xi,确定各效的温度差损失&=（b_叱）再Ai和溶液沸点Ti。4、应用热量衡算，解出加热蒸汽用量D与各效蒸发量Wi,W2,。5、应用传热速率方程式，计算各效所需的传热面积Ai。6、检查各效蒸发量的计算值和初设值与否相等，各效传热面积与否相等，假如不相等，重设初值，重新计算。一、物料衡算第一效，设溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，单位时间 进入和离开蒸发器的量相等，即水分蒸发量：完毕液的浓度：式中：/一原料液量，kg/h；W蒸发水量，kg/h；%一原料液中溶质的浓度，质量分数；明一完毕液中溶质的浓度，质量分数。第二效，同第一效，卬二尸（1_2）2西二-F-Wi完毕液的I浓度:（尸-叱阳=（尸-叱-%）九2二（一叱加2 f-wi-w2二、热量衡算第一效，对蒸发器作热量衡算当加热蒸汽在饱和温度下排出时,即 叱:川+.。区)1 4式中 D 加热蒸汽消耗量，kg/h；r 一加热蒸汽的J冷凝热，J/kg；厂一水的汽化热，J/kg；,。一原料液的I平均质量热容，J/(kgXK)；T温度，()考虑到稀释热和热损失，需要引入热运用系数n,则：叱-+Fco(Ti.)口 溶液稀释热越大，n越小，对于NaO H溶液，可以运用下列经验公式计算：n Ax其中Ax为溶液在蒸发器中浓度的|增高值，以质量分数表达。第二效，同第一效，叱.叱应一刀)Wir+(Fc0-Wicw)(Tl-T0)W2=!-；-口2r2三、传热速率方程第一效,。1=如=&4(一7)第二效，其中北为热蒸汽的冷凝温度，为来自第一效的二次蒸汽在第二效的冷凝 温度，7；)2=7；-(A+A+A)四、传热面积计算其中，K为蒸发器的加热室传热系数，北为加热室两侧的平均温差。Q为蒸发 器加热室的传热速率，称为蒸发器的热负荷，根据加热室的热量衡算求得，假如 忽视加热室的热损失，则Q即为加热蒸汽冷凝放出的热量。Q=D(Hs-hc)=Dr2.1.2设计计算1.估算各效蒸发量和完毕液浓度总蒸发量：F=2.5X104 吨/年=2.5X104 33024=3157kg/hX Q 1W=F(1-)=3157 x(1 -)=2367.8$0.4因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设Wl：W2:W3=l.0:1.1:1.2W=W1+W2+W3=3.3W1解得：2367.8 nAnI/,Wl=-=717.5kg/h3.3W2=717.5X1.1=789.2kg/hW3=717.5X1.2=861kg/h完毕液的浓度:x 3157x01=0.13F-W1 3157-717.53157x0.1F-Wx-W2 3157-717.5-789.2=0.19X、-0.402.估算各效溶液的沸点和有效温度差设各效间压强降相等，则总压强为：YAP P,-P,=500 15.5=484.5J 1 k kP a各效间的平均压强差为AP _ 484.53-3AP,=161.5kP a于是二次蒸汽压强:耳二338 5 k PaP2=111 k PaP3=15.5k Pa各效的i二次蒸汽压强，从书中查的i对应的i二次蒸汽温度和比汽化焰列于下表 中：4参数123二次蒸汽压强P；,kP a338.517715.5二次蒸汽温度T；,（即 下一效加热蒸汽温度）137.6116.253.5二次蒸汽的比汽化焙，人力怯g（即下一效加热蒸 汽的比汽化烙）215522152370f各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失根据各效的二次蒸汽温度T；（亦即相似压强下水的|沸点）和各效完毕液的浓度看，由NaO H水溶液 的杜林线图查的各效溶液改I沸点，分别为：,1=138.5（,2=123.1 以3=65.3则各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的I温度差损失为=,1-7,=138.5-137.6=0.9A2=G,2-72=123.1-116.2=6.9A3=%3-看=79.3-53.5=25.8因此工=0.9+6.9+25.8=33.6各效由于溶液静压强所引起的温度差损失”D P。Pgl 根据 Pm=F+万得P/n,i=339X 103+1014x81x1-5=346X 103pa=346kP aPm 2=178X 103+1。60.81斗.5=186X 103 pa=186kP aPm,3=15X 103+1239x81xL5=24X IO3 P a=24kP a根据各效溶液的平均压强，由书中查得对应的饱和温度为：Tm X=138.3 7,2=1176 北a=65.0从而得A=TmA-T=138.3-137.6=0.7A2=2，=1176-1162=L4C 3=小，=65,0-53.5=11.5因此工及=A；+A2+A3=0.7+1.4+11.5=13.6(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 hi 1=A2=43=1 因此、ttt n,J”-A=A+42+八3=3C(4)各效溶液的沸点和有效总温度差溶液的沸点。=+=137.6+0.9+0.7+1=140.2-=:+A2=116.2+6.9+1.4+1=125.5t3=T3-A3=53.1+25.8+11.5+1=91.4 有效总温度差=依)=(151.7-53.5)33.6+13.6+3)=483.加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第一效：根据热量衡算式沸点加料,to=3=140.2,义(13-10)=0.959加热蒸汽的I冷凝热为2113kJ/kg0w力0力%=7-=0.959 X 42113x22155=0.940X1第二效的焰衡量式为:叱=2-叱 Cp,w)(4 2)丫2I%=0.98-0.007 义(声-七)=0.98-0.007X(19-13)=0.938查表得%,用=4.282 kJ/(kg )P2155XW,(3157x3.7-4.282x(140.2-125.5)=0.938 2215*2215=0.886+72.25=0.8323+72.25第三效的I焰衡量式为：w _ F吗G,(FCp,o-叱O p,*-吗CpQ(。/)VV3 一%，十 73=0.98-0.007X(x3-X2)=0.98-0.007X(40-19)=0.833查表得CpW2=4.245kJ/(kg-)2215x%(3157x3.7-4.282xW,4.245xg(125.5-91.4)237023700.731%-0.051+140.0 0.560 2+136.3%+%+叱=2367.8联立（a）、（b）、（c）、（d）式，解得D=925.9 kg/h%=870.3 kg/h%=842.6 kg/h吗=654.8 kg/h4.估算蒸发器的传热面积S,2KMQ1=DJ1=925.9X2113=1956426.7 W I02=叱4=870.3X2155=1875496.5W 03=叱弓=842.6X2215=1826489.0W=工一乙=151.7140.2=11.5 _I%2=/一%2=(一2=137.6-125.5=12.1 _M=4 一%3=T2T3=116.2-91.4=38.9Qi 1956426.7KU=3000 x11.5?3.5=16.2 机2S _。2 1875496.5 _ _ 2一 k At=1。1+3.5=29.5 加A2Ar2 1500 x12.11826489.0 q,2d3-k At Q-3.5=25.0 加A3ZV3 750 x27.8误差估算1-S min/Sma x=1-16.2/29.5=0,45 0.055.重新分派各效的有效温差S=S AZj+S2 Af2+S3X30 16.2x11.5+29.5x12.1+25.0 x27.8 3 11.5+12.1+27.82=24.09 m即At I a,16.2 11.M-xll.5=7 7QeS-24,09 7-73 CA1229.524.09xl2.1=i4,82a/_ 3 a+25.0一一8=-X27.8=28 85S 24.096.反复上述计算环节（1）由所求得的I各效蒸汽量。求各效溶液的I浓度。他们分别为:二 G)3157义0.11 F-Wx=3157-787.2=0-133x Fxq 3157x0.12 F-Wx-W2=3157-787.2-812.7 203x3=0.40(2)计算各效溶液沸点因末效完毕液浓度和二次蒸汽压强不变，多种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的I沸点右不变。则第三效加热蒸汽温度（即第二效二次蒸汽温度）为:T3T2t3-A3=91.4+28.85=120.2由第二效的二次蒸汽温度看及/查杜林线图得第二效溶液的 4,2，且由于 静压强引起的I温差损失及由于流体阻力引起的温差损失A可视为不变，故 第二效溶液的沸点为：tl tn%2=tA,2+A2+A2=124.4+1.4+1=126.8同理T?=T=GAz2=126.8+14.82=141.6由T；、/查杜林线图得第一效溶液欧!/aH tl乙=tA,l+八1+A=137.5+0.7+1=139.2工=4+Ar=139.2+7.73=146.9温差重新分派后各效温度状况如下:效数参数123加热蒸汽温度,146.9141.6126.8温度差A匕，7.614.629.2溶液沸点J 139.2126.891.4(3)各效的焰恒算蒸汽的J比汽化焙公，k j/k g213421492205比热容金，KJ(kg-)4.3124.287X(X-()X(0.133-0.1)=0.957叱:7-2113x2=0.957X-=0.957R(a)乙 JL JL D%X(%-七)X(0.203-0.133)=0.931用石,(LP，。吸Cp，w)(l 2)一 丫2%=0.938-2113xW,(3157x3.7-4.312x(139.2-126.8)-_ 2149 1 2215 _=0.8996%+61.33=0.861D,+61.333 义($-“2)X(0.4-0.203)=0.842w3=0.8422159x%2236(3157x3.7-4.312xW,-4.287 x 忆)(126.8-91.4丁2236=0.7559%+155.7-0.0574叫=0.705 D,+202.1(c)叱+%+叱=2367.8(d)联立（a）、（b）、（c）、（d得D、=840.O kg/hW1=803.9kg/h%=784.6kg/h w3=794.3kg/h(4)计算蒸发器的传热面积21=i八=840.0X2134=1858920W I=803.9X2134=1698640.7 W I03=吗2=794.3X2149=1706950.7W%=式-0=151.7139.2=7.6A%2=(2=4-%2=14.6M=4%3=-匕=29.2(加11858920 _ _ 2彳八八八73.5=23.29 m 3000 x7.6_ 2 1698640.7._ 2一 k At=TTnc(+53=22.16mK?1500 x 14.6 _。3 1706950.7 1._ 23-KM=750义29.2 丁*=22.26加误差估算：1-S min/S ma x=1-22.16/23.29=0.04 50 um 196588KP a 8590%常压 1225m/s 减压25m/s分离器时选型由。09:。2：。3=1:152.0 H二。3H=(0.40.5)，其中。0一二次蒸汽的管径，m除沫器内管欧I直径，m。2除沫器外管的直径，m2除沫器外壳的直径，mH 除沫器欧I总高度，mh 除沫器的内管顶部与器顶的距离，m因此 0-2=0.53 m D2=0.795m Z3=1.06mH=Z)3=1.06m h=0.4 D,=0.212m3.2蒸汽冷凝器的选型设计本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器其性能参数如表5表5多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表蒸汽冷凝器的选型水气接触压强塔径范围构造与规定水量面积大10672023P a大小均可较简朴较大冷却水量确实定查多孔板冷凝器的性能曲线得15.5kP a欧I进口蒸汽压力，冷却水进口温度7Q4 320/m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg,得匕=14.99加山 与实际数据比，匕偏小，故应取VJ=1.2 V,=17.98m3/h冷凝器的直径取二次蒸汽的J流速u=15m/s则 D二 更二日X794.3/3600 7cpn V 3.14x0.106x15=0.420m淋水板的设计由于D 500mm,取淋水板5块淋水板间距以经验公式（+i=0.6（计算，取L=0.6m依次计算出:L-0.60-0.36L9=0.6L=0.22L3=0.6L2=0.13L4=0.6L3=0.08L5=0.6L4=0.05弓型淋水板的宽度 B=0.8D=0.8 X 366=292.8mmB=0.5D+50=0.5 X 366+50=233mm其中夕为最上面的一块板，B为其他板淋水板堰高：取/?=40mm。淋水板孔径：冷却水循环使用，取d=8/wn。rj=0.96,(p=0.81 o=0.96 x 0.8 lx J2 x 9.81 x 0.04=0.69m/s淋水板孔数：淋水孔流速“o=枕收式中淋水孔的I阻力系数，7=0-95-0.98夕一水孔收缩系数，。=。80.82；一淋水板堰高，m。取计算则淋水孔数：二一I-二个3600-/3600 x x 0.0082 x 0.694 4考虑到长期操作时易导致孔的堵塞，取最上层孔数应加大10%15%即L15=L15x44=165个,其他各板孔数应加大 5%,即 1.05/1=1.05 x 144=151个。淋水孔采用正三角形排列。4、探索使用Aspen Plus设计蒸发器措施设计思绪：在AspenP lus中，闪蒸器模型可以到达气液分离的I效果，因此考虑使用FLASH2模型模拟三效蒸发器。根据已知条件，很轻易确定进料流 量，进料压强和蒸出量W,由于是沸点进料，因此进料物流条件轻易确定，FLASH2模块的I限制条件选择压强和气相分数，且气相分数的数值应为蒸出率。根据以上思绪，建立模型如下:环节实行:1、输入组份，水、氢氧化钠，通过电解质向导确定电离反应以及粒子互相作用关系；确定计算模型，由于有电解质的存在，因此我选择的计算模型是ENRTL-RKo2、建立如上的流程图。3、输入进料物流。由于是沸点进料，温度可由查表确定，也可以通过AspenP lus组件确定。4、输入模型参数，以第一效为例:Vapor fractionFlash specificationsFlash Type:PressureTemperature:c Pressure:338.5 kPa Duty:Gc al/hrVapor fraction:0.2273Valid phasesVapo r-Liquid运用第一步试差计算出的I数据，三相参数分别为：338.5kpa,0.2273；177kpa,0.3235；15.5kpa,0.5455。5、启动计算，以第一效为例，成果如下:Block results summaryOutlet temperature:141.889c Outlet pressure:338.5kPa Vapor fraction:02273Heat duty:1.57654e+06Id/hr Net duty:1.57654e+06Id/hr 1st liquid/Total liquid:1 2、华南理工大学编写组，化工过程及设备设计M,广州：华南理工大学.，19861、清华大学，化工原理M,北京：清华大学.，2023年。参照文献5、后记7、根据重新计算出的D,W反复以上环节。to6、根据热负荷(Heatduty)计算蒸汽用量和换热面积：D=Q/r,S=Q/K 年。19947、柴诚敬，刘国维，李阿娜，化工原理课程设计M,天津：天津科学技术.，年。19786、化工设备构造图册编写组，化工设备构造图册M,上海：上海科学技术.，5、刁玉玮，王立业编，化工设备机械基础M,大连：大连理工大学.，1989年。4、魏崇光，郑晓梅，化工工程制图M,北京：化学工业.，1992年。年。3、方利国等，化工制图AutoCAD实战教程与开发M,北京：化学工艺.，2023年。