NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.doc

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： 15000 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= 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： 500 kPa
冷凝器压强： 16 kPa
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

目录
目 录
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
4.2.2 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

I
课程设计
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。

2 设计任务
2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量
因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设

2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差

设各效间压力降相等，则总压力差为

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

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
Ⅱ
Ⅲ
二次蒸气压力，kPa
352.7
185.4
18
二次蒸气温度，℃
（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，kJ/kg
(即下一效加热蒸汽的气化潜热)
2148.1
2214.0
2358.3
2.2.1 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，由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点分别为
tA1=148℃
tA2=132℃
tA3=84℃
则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失
℃
℃
℃
所以

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，ρ1=1170 kg/m3，ρ2=1240 kg/m3，ρ3=1430kg/m3。
则根据流体静力学方程，液层的平均压力为

所以

由平均压力可查得对应的饱和温度为
=140 ℃，=119.3℃，=67.9 ℃[1]
所以 ℃
℃
℃
℃
2.2.3 由流动阻力而引起的温度差损失
取经验值1，即，则
故蒸发装置的总的温度差损失为
℃
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及温度差损失，即可由下式估算各效料液的温度，
℃
℃
℃
各效料液的温度为
℃
℃
℃
有效总温度差

由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为153.3℃ [1]、汽化潜热为2103.9kJ/kg [1]，所以
℃
2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
第Ⅰ效的热量衡算式为

对于沸点进料，=，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为

式中为第效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。

所以
(a)
第Ⅱ效的热量衡算式为

(b)
对于第Ⅲ效，同理可得

(c)
又 (d)
联解式(a)至式(d)，可得

2.4 蒸发器传热面积的估算

W
℃

℃

℃

误差为，误差较大，应调整各效的有效温差，重复上述计算过程。
2.5 有效温差的再分配
重新分配有效温度差得，
℃
℃
℃
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

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95.9℃，即t3=95.9℃
则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效二次蒸气温度）为
℃
由第Ⅱ效二次蒸气的温度℃及第Ⅱ效料液的浓度查杜林线图得第Ⅱ效溶液的沸点为℃。
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Ⅱ效料液的温度为
℃
同理℃
由℃及第Ⅰ效料液的浓度查杜林线图，得第Ⅰ效溶液的沸点为143.8℃。
则第Ⅰ效料液的温度为
℃
第一效料液的温度也可由下式计算
℃
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
℃
温度差重新分配后各效温度情况列于下表：
效次
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
加热蒸汽温度，℃

有效温度差，℃

料液温度（沸点），℃

2.6.3 各效的热量衡算
℃
℃
℃
第Ⅰ效

第Ⅱ效

第Ⅲ效

又
联立解得

与第一次计算结果比较，其相对误差为

计算相对误差均在以下，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
W
℃

℃

℃

误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积。
2.7 计算结果列表
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
冷凝器
加热蒸汽温度
153.3
131.03
115.57
57
操作压力
352.7
185.4
18
18
溶液温度（沸点）
145.92
128.2
95.9

完成液浓度
15.4
21.48
33.6

蒸发量
2385.39
2399.97
2215.35

蒸汽消耗量
2574.35

传热面积
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=
其中　S—蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定
d0—加热管外径，m
L—加热管长度，m,取 L=2m, d0=57mm
根
3.2 循环管的选择
有经验公式循环管内径

因为S较大，取

取Di=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
=21.01=22根
加热室内径 Di=t(nc-1)+2
其中t为管心距，取0.07m, =1d0
Di=0.07×(22-1)+2×1×0.057=1.584m,
取Di=1584mm
3.4 分离室直径和高度的确定
分类室的体积V=
其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3，U为蒸气体积强度， 一般允许值为1.1—1.5m3/（m3·s） 取W=W3=2215.35kg/h，ρ=0.1240kg/m3 U=1.1m3/(m3·s)。所以
V=4.512
分离室高度H与直径D的关系：V=D2H, D=Di=1584mm
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=计算
因为第一效的流量最大，所以取其为计算量
Vs= m3/s
取u的流速为25m/s，d=
取管为 则实际流速为u= m/s
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= m3/s
因为其流动为强制流动，u =0.8--15 m/s,所以取u = 3 m/s 则有
d= m，取管为
则实际流速为u= m/s
3.5.3 冷凝水出口
其中Vs 为流体的体积流量
Vs==m3/s
按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出
d=m
取管 ，实际流体流速为
u= m/s
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 01 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
>50μm
196～588KPa
85～90 ％
常压12～25m/s减压>25m/s
4.1.2 分离器的选型
由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D­3
H=（0.4～0.5）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=1.06m
H= D3=1.06m h=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 02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

4.2.2 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20℃,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=m3/h 与实际数据比，VL偏小，故应取VL’=1.25，VL=52.25m3/h
2.冷凝器的直径
取二次蒸汽的流速u=15m/s
则D= m
3.淋水板的设计
因为D>500mm,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L7=0.15m.依次计算出：

弓型淋水板的宽度 B‘=0.8D=0.8×649=519.2mm
B=0.5D+50=0.5×649+50=374.5mm
其中B‘为最上面的一块板，B为其它板
淋水板堰高h，取h=50mm
淋水板孔径 冷却水循环使用，取8mm
淋水板孔数 淋水孔流速u0=
其中 η-淋水孔的阻力系数，η=0.95～0.98
-水孔收缩系数，Ψ=0.80～0.82
h-淋水板堰高,m
取η=0.98 =0.82 计算u0=0.98×0.82
孔数n=个
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×361=414个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n=1.05×361=379个
淋水孔采用正三角形排列。
4.3 泵的选择
(1)    真空泵
真空度为0.7atm, 真空泵排气量

---真空系统渗透空气量;
---蒸发过程中料液释放的不凝性气体量,常可以忽略;
---每小时冷却水能释放的空气量;
---蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值;
---不凝性气体机械夹带的生蒸汽量,常忽略;
=0.45kg/h ；=0
=
=++)=1.01(0.45+0+0.565)=1.015kg/h
=0
=++++=.
根据排气量和所抽气体基本上是空气的前提条件,选用水喷射泵11/2BA-6系列
功率
极限真空度
材料
最大吸气量
1.5KW
600mmHg
A3钢
7.4kg/h
(2) 离心泵
q=F/ρ=10000/998.2=10.01m3/h
查IS型单级单吸离心泵性能表：
选型号：IS50-32-125
流量：12.5m3/h 扬程20m 转数：2900r/min 轴功率：1.13Kw
电机功率：2.2Kw 效率60% 必须汽蚀余量：2.0m
5 评述
5.1 可靠性分析
计算过程中有计算误差或者人为误差，没有多次验算，而且有些设备的选择不是很准确，所以最后结果可靠性不是很强。
5.2 个人感想
经历了一个星期的设计与计算，本次化工原理课程设计也将告于段落，在这十几天的时间里收获了许多，是在平时的学习当中所感受不到的。
原本课程设计在想象中是一件很容易的事情，但是现在心里绝对不是这种想法了。理解了设计人员的不易，每一个数据的确定都要有它自己的依据，不能凭空捏造，更要明白每个数据存在的意义。更是自己对上学期的化工原理的应用，让我明白了化工原理的重要性，以及开设这门课程的意义，它是我们化工生产中不可缺少的一部分，假如生产时人，那它就是人脚下的路。想要走好这条路，就必须先铺好它。
在整个过程中也考验了自己多方面的能力，比如计算的严谨，相信很多人在这方面是深有感触也包括我自己在内，每组数据的计算都在三到四遍那样。还有对知识掌握的扎实程度，对公式的理解与运用，都是很重要的，真有种牵一发而动全身的感觉。还有就是电脑的运用上，如公式编辑器，Word的应用，AutoCAD的运用都在这次课程设计中体现，。让我认清了一件事，那就是作为当代大学生，不能只顾专业的学习，还要全方面的发展自己，让自己将来在社会上成为有用之人。
6 参考文献
[1] 夏清，陈常贵，姚玉英.化工原理上册[M].天津：天津大学出社，2005：325，334-336，357-358，364
[2] 柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计[M].天津：天津科学技术出版社，1994：67-73
[3] 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册[M].北京：化学工业出版社，2002：291
[4] 刁玉玮，王立业.化工设备机械基础[M].第5版.大连：大连理工大学出版社，2003：203
[5] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002：73-100

19