课程设计-蒸发器.doc

第一章 蒸发操作条件的确定
蒸发作为化工产品工艺制造过程中的单元操作，有多种不同的设备，不同的流程和不同的操作方式。蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。
1.1 加热蒸汽压强的确定
通常被蒸汽的溶液有一个允许的最高温度，若超过了此物料就会变质，破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发，常压蒸发或真空蒸发。
一些化工厂，常装设蒸汽机或透平机以驱动发电机发电，因而蒸发用汽应考虑用蒸汽机、透平机的乏汽，直接采用未经做功的锅炉蒸汽进行减压蒸发是不经济的，乏汽压强一般在200～400 kPa左右。
蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能的观点出发，应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可以减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽的有利的，但通常所用饱和蒸汽的温度不超过180 ℃,超过时相应的压强就很高,这样增加加热的设备费和操作费。一般的加热蒸汽压强在400～800 kPa范围之内。此次设计方案中加热蒸汽压强定为675 kPa（绝压）。
1.2 冷凝器操作压强的确定
若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸汽，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液粘度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作。此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。但对于那些热敏性物料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用的。对混合式冷凝器，其最大的真空度取决于冷凝器内的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为80～90 kPa。此次设计方案中冷凝器压强定为20 kPa（绝压）。
1.3 蒸发器的类型以及选择
在化工生产中，大多数蒸发器都是利用饱和水蒸汽作为加热介质，因而蒸发器中热交换的一方是饱和水蒸汽冷凝，另一方是溶液的沸腾，所以，传热的关键在于料液沸腾一侧。为了适应各种不同物性物料的蒸发浓缩，出现了各种不同结构形式的蒸发器，而且随着生产，技术的发展，其结构在不断改进。工业中常用的间壁式传热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型（中央循环管式、悬筐式、外加热式、列文式、强制循环式等）和非循环型（升膜式、降膜式、升-降膜式、刮板式等）两大类型。
面对种类繁多的蒸发器，在结构上必须有利于过程的进行，为此在选用时应考虑以下原则：
（1） 尽量保证较大的传热系数，满足生产工艺的要求。
（2） 生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上的垢层的生成。
（3） 结构简单，操作维修和清洗方便，造价低，使用寿命长。
（4） 能适应所蒸发物料的一些工艺特性。。
综上所述，本次设计中蒸发器的最优形式确定为标准式即中央循环管式蒸发器。
1.4 多效蒸发效数的确定
在流程设计时首先应考虑采用单效还是多效蒸发，为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。因在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，可节省生蒸汽耗量。但不是效数愈多愈好，效数受经济上和技术上的因素所限制。
经济上的限制在于效数超过一定值时经济上不合算而技术上的限制在于效数过多蒸发操作将难于进行，因此实际的多效蒸发过程效数并不多。为了保证传热的正常进行，每一效有效温差不能小于5～7℃。通常对于电解质溶液，如NaOH水溶液，由于其沸点升高较大，采用2～3效，对于非电解质溶液，有机溶液等，其沸点升高较小，可取为4～6效。其真正适宜的效数，需通过最优化的方法加以确定。
讨论以上条件，通过对比选择，本设计应采用三效蒸发。
1.5 多效蒸发流程的选择
多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流，逆流，平流及错流四种。
并流法亦成为顺流法，其料液和蒸汽呈并流。因各效间有较大压差，料液能自动从前效进入后效，可省去输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过热状态，可以产生自蒸发；结构紧凑，操作简便，应用广泛。但由于后效较前效的温度低，浓度大，因而逐效料液的粘度增加，传热系数下降。因而并流法操作只适用于粘度不大的料液蒸发。
逆流法即料液于蒸汽呈逆流操作。随着料液浓度的提高，其温度相应提高，使料液粘度增加较小，各效的传热系数相差不大，故可生产较高浓度的浓缩液。因而逆流法操作适用于粘度较大的料液蒸发，但由于逆流操作需设置效间料液输送泵，动力消耗较大，操作也较复杂。此外对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。
平流法即各效都加入料液，又都引出浓缩液。此法除可用于有结晶析出的料液外，还可用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。
错流法亦称混流法，它是并，逆流的结合。其特点是兼有并，逆流的优点而避免其缺点，但操作复杂，控制困难，应用不多。
通过对比讨论，本次设计应采用并流为最优方式。
1.6 进料状况的选择
实际生产中，为便于操作，进料可选取沸点进料。此次设计方案中确定进料方式为沸点进料。

1.7 最终方案的确定
最终的方案为：加热蒸汽压强定为500 kPa，冷凝器压强定为20 kPa，蒸发器确定为中央循环管式蒸发器，采用三效并流方式，进料方式为沸点进料。设计条件见《内蒙古工业大学课程设计任务书》。

第二章 多效蒸发的工艺计算
多效蒸发工艺计算的依据是物料衡算，热量衡算以及转热速率三个基本方程。在多效蒸发中，各效的操作压力依次降低，相应的，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点亦依次降低。以下以三效蒸发为例，采用试差法进行计算。
2.1 各效蒸发量和完成液组成的估算
本设计的条件：
设计一个连续操作的三效并流蒸发装置，将溶液浓度为11%的NaOH水溶液浓缩至30%。已知原料液量为42kt/a；，沸点进料。加热介质采用500 kPa(绝压)的饱和水蒸气，冷凝器操作压力为20 kPa(绝压)。三效的传热系数分别为K1 =1500W/(m2·℃)，K2 =1000W/(m2·℃), K3 =600W/(m2·℃),原料液比热容为3.7KJ/(Kg·℃),各效蒸发器中液面高度为2mError! No bookmark name given.。各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效转热面积相等，并忽略热损失。每年按300天计算，每天24小时连续运行。
原料液进料流量：
总蒸发量：
并流加料蒸发

初估各校完成液的浓度：

2.2 二次蒸汽的温度、溶液沸点和各效传热温度差的确定Error! No bookmark name given.
设各效间的压强降相等：

由各效的二次蒸汽压强查相应的二次蒸汽的温度和汽化热，见表2-1。

表2-1 二次蒸汽的温度和汽化热

第一效
第二效
第三效
二次蒸汽压强(kPa)
340
180
20
二次蒸汽温度（℃）
137.7
116.6
60.1
二次蒸汽的汽化热（KJ/Kg）
2113.2
2155.5
2354.9

其中二次蒸汽温度即为下一效加热蒸汽温度，二次蒸汽汽化热即为下一效加热蒸汽的汽化热。
2.2.1由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失
多效蒸发中各效温度差损失的计算可用：
为溶液沸点升高引起的温度差损失。
为液层静压效应引起的温度差损失。
为蒸汽流动中的阻力和热损失而引起的温度差损失。
对于NaOH水溶液采用杜林经验式计算

对于第一效溶液沸点升高引起的温差为：

其他数据及计算结果见表2-2。
表2-2 数据及计算结果

（kpa）
340
180
20

0.1394
0.1904
0.3

(℃)
143
124.7
75.4

(℃)
5.3
8.1
15.3

2.2.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失
由于液层内部的压力大于液面上的压力，使相应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点，二者之差即为液注静压头引起的沸点升高。
根据流体静力学方程，液层的平均压力为：
式中；

℃
℃
各浓度下溶液密度见下表2-2-1
表2-2-1 NaOH各浓度对应密度表
浓 度%
13.94
19.04
30
密 度
1150
1211
1330

对应的水的温度及对应的水的沸点见表2-3。
表2-3 对应的水的温度及对应的水的沸点
参数
第一效
第二效
第三效
对应的水的温度（℃）
138.95
118.74
69.09
对应的水的沸点（℃）
137.7
116.6
60.1
（℃）
1.25
2.14
8.99

2.2.3由管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失
二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管道阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高度高于冷凝器内的压力，由此造成的沸点升高约为1-1.5 ℃。
通常取 ℃

2.2.4各效料液的温度和各效总温度差
℃
℃
℃
所以各效沸点为 ℃ ℃
℃ ℃
℃ ℃
2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算
根据物料衡算和热量衡算得公式
式中：——第i效的加热蒸汽量，kg/h；
——分别是第i效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化热，kJ/kg且；
——为原料液的比热，kJ/（kg ℃）；
——为水的比热，kJ/（kg ℃）；
——分别为第i效及第i-1效溶液的沸点，℃；
——为第i效的热利用系数。
各效的热利用系数：

根据水蒸汽表，查各压强下的汽化热见表2-4。
表2-4各效溶液沸点及其对应汽化热
参数
1
2
3
℃
145.25
127.84
85.4
(kJ/kg)
2155.5
2214.3
2354.9

其中，初始压力480 kPa时水蒸气汽化热为2119.3 kJ/kg。
第一效： ……（1）

第二效： (kJ/kg)

……（2）

第三效： (kJ/kg)

……（3）
……（4）
联立式（1）（2）（3）（4）
解，得：

2.4各效蒸发器传热面积的计算

误差为
误差较大，故因调整各效的有效温度差，重复上述步骤。
2.5温差的重新分配与试差计算
2.5.1重新分配各效的有效温度差
平均传热面积：
重新分配的有效温度差为： ℃
℃
℃
2.5.2试差运算
计算各效溶液的沸点
因冷凝器压力和完成液组成未变，故第三效溶液沸点和二次蒸汽压保持不变，各种温度差损失为定值，即℃ 而℃，由于根据℃，则KJ/Kg
第二效 ： ℃
沸点： ℃
℃
第一效： ℃
沸点： ℃
℃

二次蒸汽的汽化热和二次蒸汽的温度----即下一效加热蒸汽的温度见表2-5。

表2-5二次蒸汽温度及其汽化热
参数
第一效
第二效
第三效
℃
134.57
109.52
60.1
二次蒸汽汽化热kJ/kg
2163
2232
2354.9
各效蒸发量取上次计算值：

各效的传热面积：

误差为
计算结果合理，取平均传热面积 取
计算结果见表2-6。
表2-6各效操作压力、完成液浓度、蒸汽流量数值
效数
第一效
第二效
第三效
冷凝器
操作压力
500
340
180
20
完成液浓度
0.1394
0.1904
0.30

蒸汽流量
1217
1241
1238

传热面积
58
58
58

第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计
下面以中央循环管式蒸发器为例说明着呢高发期主要节后尺寸的设计计算方法。
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。
3.1加热管的选择和管数的初步估计
3.1.1加热管的选择和管数的初步估计
蒸发器的加热管通常选用Φ25×2.5 mm、Φ38×2.5 mm、Φ57×3.5 mm等几种规格的无缝钢管。一般为加热管的长度为2-6 m。由于对工厂等综合因素的考虑，本设计选用管长为L=3 m， Φ38×2.5 mm 的无缝钢管。
初步估计所需的管子数

式中：为蒸发器的传热面积，；
为加热管的外径，；
为加热管的长度，。
因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占的传热面积，则计算管子数时的管长应取.
3.1.2循环管直径的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。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%。加热管的总截面积可按计算，循环管内径表示，则

对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。本设计选取循环管，管长与加热管管长相同为2.
3.1.3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又三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25～1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，制药管子规格确定，相应的管心距则为确定值见表3-1。
表3-1 管心距
加热管外径
19
25
38
57
管心距
25
32
48
70
加热室内径和加热管数采用做图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束，管子按正三角形排列时：;管子按正方形排列时：,式中：n—总加热管数. 初估加热管内径用。然后用容器公称直径，试选一内径作为加热室内径，并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。作图所得管数n必须大于初估值，如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至适合为止。壳体内径的标准尺寸列于表3-2中，以供参考。
表3-2 壳体标准
壳体内径mm
400-700
800-1000
1100-1500
1600-2000
最小壁厚mm
8
10
12
14

正方形形排列初步估算加热室内径，即n取180

取
本设计选取壳体内径。
3.1.4分离室直径与高度的确定
分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽流量及蒸发体积的强度有关。
分离室体积的计算：

式中：；
；
。
表3-3二次蒸汽温度以及密度值
效数
1
2
3
二次蒸汽温度℃
137.7
116.6
60.1
密度
1.8559
1.0209
0.13068
则：

所以，。
取最大分离室体积计算分离室高度与直径，取H=2D

则

对中央循环管，其分离室高度不小于,以保证足够的雾沫分离高度。分离室直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现象严重。所以取，分离室直径
3.2接管尺寸的确定
3.2.1溶液的进出口管、二次蒸汽管以及冷凝水管
对并流三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。溶液的适宜流速按强制流动（u=1-3 m/s）考虑，设计上进出口直径可取为一致。
根据进料液的浓度X=0.11查表得对应密度为1120 kg/,
适宜流速选u=2 m/s.
(1)溶液进出口管：
所以选用规格管
(2)加热蒸汽接管：取u=40m/s,加热蒸汽密度为2.6673 kg/

所以，选用规格管
二次蒸汽接管：
所以，选用规格管
冷凝水出口管：取u=0.1 m/s，水的密度为992 kg/

所以，选用 mm规格管

第四章 蒸发器装置的辅助设备的设计
蒸发装置的设备主要包括汽液分离器和蒸汽冷凝设备，还需要真空泵，疏水器等辅助设备。
4.1气液分离器
蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽在分离室得到了初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，还需设置器液分离设备，以使雾沫中的液体凝聚与二次蒸汽分离，故气液分离器又称除沫器。其类型较多，在分离室顶部设置的有简易式，惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部设置的有折流式，旋流式及离心式除沫器等。
惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。它的结构简单。因此，本次试验采用惯性式除沫器。
惯性式除沫器主要尺寸的计算：

式中：

所以，以上除沫器内管选用,除沫器外罩管直径选用的管。
4.2 蒸汽冷凝器
4.1.1冷凝器主要类型
冷凝器的主要作用是用冷凝水将二次蒸汽冷凝。冷凝器分为直接接触式冷凝器和间壁式冷凝器；直接接触式冷凝器包括多孔板式，水帘式，填充塔式及水喷射式等。
各种型式蒸汽冷凝器的性能比较如下表：
表4-1 各种型式蒸汽冷凝器的性能比较
项目
型式
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
压强降
1067-2000Pa
小，可不计
1333-3333Pa
较小
大
塔径范围
大小均可
不宜过大

二次蒸汽量
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，加工有一定要求
水量
较大
较大
较大
较大
最大
其它
孔易堵塞

适于腐蚀性蒸汽

综合考虑各种设备的性能，本设计选用水喷射式冷凝器。
4.2.2设计与选用
工作水量的计算：对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓，冷却水的进出口温度，可按下式计算：

式中：

。
其中： ℃ ℃
℃

喷射器结构尺寸计算：
喷嘴数及喷嘴直径：
通过一个喷嘴的水流速度为：

喷嘴直径，在水质清洁时可取后，
喷嘴个数的确定为：

文氏管喉部直径：

式中：
水喷射器其它各部尺寸为：
文氏管喉部长度
文氏管收缩口直径
文氏管收缩段长度
文氏管收缩角度
文氏管扩散段直径
文氏管扩散段长度
文氏管扩散段角度
进水管直径与进蒸汽管直径可按一般原则计算，但管内水流速不宜太高，否则电
耗增大，取较好；蒸汽流速随真空度不同而变化，当真空度在73-95时，其最大流速为不等。

第五章 设计结果汇总
5.1操作条件设计
本设计选用480 kPa的加热蒸汽，冷凝器绝压选用20 kPa.因考虑蒸发料液的粘度、设备的操作费和处理量等主要因素，本设计选用中央循环管式蒸发器。因氢氧化钠水溶液随蒸发的进行沸点升高较大，影响传热，经综合考虑，本设计选三效蒸发。考虑氢氧化钠物性及操作条件，本设计选并流操作。
5.2工艺计算结果汇总表
表5-1 工艺计算结果汇总
效数
第一效
第二效
第三效
冷凝器
加热蒸汽温度
151.66
134.57
109.52
60.1
操作压力kPa
500
340
180
20
溶液沸点
142.12
120.76
85.4

完成液浓度%
13.94
19.04
30

蒸汽流量kg/h
1217
1241
1238

蒸汽消耗量kg/h
1286

转热面积
58
58
58

蒸发器尺寸
加热管高度
2 m
循环管内径

加热管管径

加热管数目
168根
加热室内径

分离室直径

分离室高度

接管尺寸
溶液进出口管

加热蒸汽

二次蒸汽接管

冷凝水出口管

气液分离器
除沫器外壳直径

除沫器总高度

除沫器内管顶部与器顶距离

二次蒸汽管径

除沫器内管直径

外罩管直径

蒸汽冷凝器
喷嘴个数
3
喷嘴直径

文氏管喉管长

文氏管收缩口直径

文氏管收缩段长度

文氏管收缩角度

文氏管扩散段直径

文氏管扩散段长度

文氏管扩散段角度

参考文献
[1] 钟理，伍钦，马四朋.化工原理.北京:化学工业出版社. 2008
[2] 时钧等. 化学工程手册. 第二版. 北京: 化学工业出版社. 1996.
[3] 高俊，高智等.化工原理课程设计指导书. 内蒙古大学出版社.2010.12
[4] 柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热.北京：化学工业出版社. 2007
[5] 柴诚敬，贾绍义. 化工原理课程设计指导书.北京：天津大学出版社. 2007

- 22 -