化工原理課設

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1、內蒙古工業(yè)大學本科課程設計說明書 第一章 設計方案的確定 蒸發(fā)操作條件的確定主要是指對以下參數(shù)的確定：蒸發(fā)器加熱蒸汽的壓強（或 溫度）、冷凝器的操作壓強（或溫度）的確定。合理選擇蒸發(fā)過程的操作條件，對于 保證產品質量以及降低能耗都是極為重要的。 1.1 蒸發(fā)操作條件的確定 1.1.1 加熱蒸汽壓強的確定原則 被蒸發(fā)溶液有一個允許的最高溫度，即保證物料不會被分解或發(fā)生其他反應的極 限溫度，這是確定加熱蒸汽壓強的一個重要依據(jù)。 正確的做法是使操作在低于最大溫 度范圍內進行，常用方法有加壓蒸發(fā)，常壓蒸發(fā)或真空蒸發(fā)（閃蒸） 。 蒸發(fā)過程消耗大量加熱蒸汽同時產生大量二次蒸汽的，因此從節(jié)能

2、的觀點出發(fā)， 應充分利用二次蒸汽作為其它加熱用的熱源 （即要求蒸發(fā)裝置能夠提供溫度較高的二 次蒸汽）。這樣既可減少鍋爐產生蒸汽的消耗量，又可以減少末效進入冷凝器的二次 蒸汽量，提高了蒸汽利用率，故采用較高溫度的飽和蒸汽作為加熱蒸汽對蒸發(fā)操作的 過程來說是有利的，但通常所用飽和蒸汽的溫度不超過 180C,因為過高溫會導致過 高壓強，反而會增加設備費和操作費，考慮到經濟效益的問題，一般的加熱蒸汽壓強 在500-800 kPa范圍之內。本次設計任務中，加熱蒸氣設計壓強為 500 kPa。 1.1.2 冷凝器操作壓強的確定原則 若一效采用較高壓強的加熱蒸汽，則末效可采用常壓或加壓蒸汽，此時末效產

3、生 的二次蒸汽具有較高的溫度，可以全部利用。而且各效操作溫度高時，溶液粘度低， 傳熱好。若一效加熱蒸汽壓強低，末效應采用真空操作，此時各效二次蒸汽溫度低， 進入冷凝器冷凝需消耗大量冷卻水， 而且溶液粘度大，傳熱差。但對于那些熱敏性物 料的蒸發(fā)，為充分利用熱源還是經常采用的。 對混合式冷凝器，其最大的真空度取決 于冷凝器內的水溫和真空裝置的性能。通常冷凝器的最大真空度為 80-90kPa。本次 設計中，以大氣壓強為100 kPa,冷凝器設計壓強為80 kPa。 1.2 蒸發(fā)器的類型及其選擇 在化工、制藥、食品、生物等生產中，大多數(shù)蒸發(fā)器都是利用飽和水蒸汽作為 加熱介質，因而蒸發(fā)器中熱交換

4、的一方是飽和水蒸汽冷凝， 另一方是溶液的沸騰，所 以，傳熱的關鍵在于料液沸騰一側。為了適應各種不同物性物料的蒸發(fā)濃縮， 出現(xiàn)了 各種不同結構形式的蒸發(fā)器，而且隨著生產，技術的發(fā)展，其結構在不斷改進。工業(yè) 中常用的間壁式傳熱蒸發(fā)器，按溶液在蒸發(fā)器中的流動特點，可分為循環(huán)型(中央循 環(huán)管式、懸筐式、外加熱式、列文式、強制循環(huán)式等)和單程型(升膜式、降膜式、 升-降膜式、刮板式等)兩大類型。 面對種類繁多的蒸發(fā)器，在結構上必須有利于過程的進行，為此在選用時應考 慮以下原則： (1)盡量保證較大的傳熱系數(shù)，滿足生產工藝的要求。 (2)生產能力大，能完善分離液沫，盡量減慢傳熱面上的垢層的生成。

5、 (3)結構簡單，操作維修和清洗方便，造價低，使用壽命長。 (4)能適應所蒸發(fā)物料的一些工藝特性(如粘性、起泡性、熱敏性、結垢性、腐蝕 性等)。 由于單程型蒸發(fā)器適用于處理熱敏性物料，本次設計任務中料液為 NaO冰溶液，為 非熱敏性物料，綜上各條件考慮，選用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器。 1.3 多效蒸發(fā)效數(shù)的確定 在流程設計時首先應考慮采用單效還是多效蒸發(fā)， 為充分利用熱能，生產中一般 采用多效蒸發(fā)。因多效蒸發(fā)中可以將前一效的二次蒸汽作為后一效的加熱蒸汽， 節(jié)省 生蒸汽耗量。但不是效數(shù)愈多愈好，效數(shù)受經濟上和技術上的因素所限制。 首先經濟上的限制是指效數(shù)超過一定時經濟上不合算。 隨效數(shù)的增

6、加，總蒸發(fā)量 相同時所需生蒸汽量減少，雖然使操作費用降低，但是隨效數(shù)增加，設備費成倍增長， 而所節(jié)省的生蒸汽量愈來愈少，所以無限制增加效數(shù)已無實際意義， 最適宜的效數(shù)應 使設備費和操作費二者之和為最小； 其次技術上的限制是指效數(shù)過多，蒸發(fā)操作難于 進行。一般工業(yè)生產中加熱蒸汽壓強和冷凝器操作壓強都有一定限制， 因此在一定操 作下，蒸發(fā)器的理論總溫差為一定值。在效數(shù)增加時，由于各效溫差損失之和的增加， 使總有效溫差減小，分配到各效的有效溫差小到無法保證各效發(fā)生正常的沸騰狀態(tài) 時，蒸發(fā)操作將無法進行下去。 所以實際的多效蒸發(fā)過程效數(shù)并不多。 為了保證傳熱的正常進行，每一效有效溫 差不能小于6

7、-10 Co通常對于NaOhfc解質溶液，由于其沸點升高較大，采用 2-3效 即可。本次設計采用的是三效蒸發(fā)。 1.4 多效蒸發(fā)流程的選擇 多效蒸發(fā)的操作流程根據(jù)加熱蒸汽與料液的流向不同， 可分為并流，逆流，平流 及錯流四種。 并流法（順流法），其料液和蒸汽呈并流。因各效問壓差較大，料液能自動從前 效進入后效，可省去輸料泵；前效的溫度高于后效，料液從前效進入后效時呈過熱狀 態(tài)，可以產生自蒸發(fā)；結構緊湊，操作簡便，應用廣泛。但由于后效較前效的溫度低， 濃度大，因而逐效料液的粘度增加，傳熱系數(shù)下降，故只適用于粘度不大的料液蒸發(fā)。 逆流法即料液于蒸汽呈逆流操作。隨著料液濃度的提高，其溫度相

8、應提高，使料 液粘度增加較小，各效的傳熱系數(shù)相差不大，故可生產較高濃度的濃縮液。因而逆流 法操作適用于粘度較大的料液蒸發(fā)，但由于逆流操作需設置效間料液輸送泵， 動力消 耗較大，操作也較復雜。此外對濃縮液在高溫時易分解的料液，不宜采用此流程。 平流法即各效都加入料液，又都引出濃縮液。此法除可用于有結晶析出的料液外， 還可用于同時濃縮兩種以上的不同水溶液。 錯流法亦稱混流法，它是并，逆流的結合。其特點是兼有并，逆流的優(yōu)點而避免 其缺點，但操作復雜，控制困難，應用較少。 采用多效蒸發(fā)裝置是節(jié)能的途徑之一。此外為了回收系統(tǒng)中的熱量，應盡量利用 低溫熱源，如蒸汽冷凝液的利用及二次蒸汽的壓縮再利用等

9、，可參考有關蒸發(fā)專著。 基于上述比較，本設計采用選擇并流流程。 1.5 進料溫度的確定 根據(jù)經驗和實驗得出沸點進料有利于蒸發(fā)和傳質過程的進行， 減少蒸發(fā)過程的熱 損失，增大蒸發(fā)過程的處理量，因此選擇沸點進料。 27 第二章 三效并流蒸發(fā)過程的工藝計算 多效蒸發(fā)工藝計算依據(jù)物料衡算，熱量衡算以及傳熱速率三個基本方程。在多 效蒸發(fā)中，各效的操作壓力依次降低，與之相應的，各效的加熱蒸汽溫度及溶液的沸 點亦依次降低。以下以三效蒸發(fā)為例，采用試差法進行計算。 計算步驟如下： 第一，根據(jù)工藝要求及溶液性質確定蒸發(fā)的操作條件，蒸發(fā)的形式，流程和效數(shù)。 第二，根據(jù)生產經驗數(shù)據(jù)，初步

10、估計各效蒸發(fā)量和各效完成液的濃度。 第三，根據(jù)經驗假設蒸汽通過各效壓強降相等，估計各效溶液沸點和有效總溫差。 第四，根據(jù)蒸發(fā)器的始衡算，求各效的蒸發(fā)量和傳熱量。 第五，根據(jù)轉熱速率方程計算各效的轉熱面積。 本次設計條件是：設計一個連續(xù)操作的三效并流蒸發(fā)裝置， NaOH溶液處理量： 36.0kt/a ;溶液濃度30% 溫度30C；完成液含NaOHft度30% 每年按8000小時計 算。 原料液進料流量：F =36.0 kt/a=4500 kg / h 2.1 常用的試差法 該法是一種近似計算方法，它是對蒸發(fā)過程進行一些適當?shù)暮喕图僭O，然后 按假設條件對未知參數(shù)進行估算。若計算的

11、結果與假設的條件不符，則對假設條件進 行調整并重復計算，直至兩者基本符合或者相近為止。 具體步驟多種多樣，下面介紹 逐次逼近法（以蒸發(fā)器的傳熱面積相等為原則）的計算步驟。 1 .各效蒸發(fā)量和完成液濃度的估算 (2-1) 蒸發(fā)過程總蒸發(fā)量： w = Fx （1—應） Xn 式中：F—原料液進料流量，kg / h W一過程蒸發(fā)量，kg /h Xo —進料濃度 Xn —完成液濃度 X W = F X ( 1- X0-) = 4500 X ( 1 —0.1/0.3 ) = 3000 kg/h X3 n (2-2) 式中 Wi——第i效蒸發(fā)量 W 溶液蒸發(fā)總量一 n 效

12、數(shù) 即 Wi = W2= W3 = 6500/3 = 2166.7 kg / h 各效完成液濃度: Fx Xi 二 i F 一 W W W (2-3) X1 Fxo F _W 10833.3 0. 12 =0. 15 10833.3 - 2166.7 X2 Fx0 F -W -W2 10833.3 0. 12 10833.3 - 2166.7""2 u 0.20 X3 = 0.30 2.2 估算各效二次蒸汽溫度 設各效問的壓強降相等，則各效加熱蒸汽壓強與二次蒸汽壓強之差： ■ … / 設加熱烝汽壓強P1=500kpa冷避命

13、操作壓強Pn =20kpa ‘ (2-4) (2 — 5) P = P - P3 = 500 - 20 = 160KPa n 3 第i效二次烝汽壓強 pi = p1 -iAp 式中：p———各效加熱蒸汽壓強與二次蒸汽壓強之差， kpa pi ——第i效的操作壓強， p1 = p〔 - p = 500 - 160 = 340 kpa p2 = p1 -2=p = 500 -2 160 = 180 kpa p3 = p1 - 3 p = 500 - 3 160 = 20 kpa 查附表得到蒸汽的溫度和汽化熱 表2-1二次蒸汽的溫度和汽化熱 二次蒸汽壓

14、強Pi(kPa) 340 180 20 ?… ? 、一、 一 二次蒸?^溫度Ti (C) 137.7 116.6 60.1 二次蒸汽的汽化熱(KJ/Kg) 2155.46 2214.3 2854.9 2.3 計算各效傳熱溫度差 各效溫度差損失： (1)由于溶液蒸汽壓降引起的溫度差損失 △ 校正系數(shù)法： △=也。 (2-6) 式中：“為常壓下由于溶液蒸汽壓強下降引起的溫度損失， △ 0 = tA - 100 , 某些水溶液在常壓下的沸點tA值可在有關手冊中查得。 f ——校正系數(shù)，無因次 一般取 f =0.0162 (ti +273) (2-7)

15、 r 上式中：ti——操作壓強下水溶液的沸點，即二次蒸汽的飽和溫度，C； r——操作壓強下二次蒸汽的潛化熱，kJ / kg。 第一效：f 1 = 0. 01625 (137. 7 273) = 1.27 2155.46 tA1 = 105 c △ = 105 — 100 = 5。「 a1 c △1 = 1.27 m 45 = 6.35 C (116.6 273)2 第二效：f2 0. 01625( = 1.11 2214.3 t A2 = 107.5 C △ = 107.5 — 100 = 7.5 r a2 . __ _ _ _ _ & = 1. 11

16、M 7. 5 = 8.325 C 2 第三效：f3 = 0. 01625（0一：一3- =0.63 2854.9 t A3 = 117. 5 C △ = 117. 5—100 = 17. 5 r a3 「 △ 3 = 0. 63 m 17. 5 = 11.025 C （2）由液層靜壓效應引起的溫度差損失△" 某些蒸發(fā)器操作時，蒸發(fā)器內部需要維持一定的液位，因而溶液內部的壓力大 于液面上方的壓力，致使溶液的實際沸騰溫度較液面高， 兩者之差即為因溶液靜壓強 引起的溫差損失△屋 為簡便計算溶液內部沸點升高按液面與底部的平均壓強下水的沸點和二次蒸汽 壓強下水的沸點差估算。平均壓強

17、按靜力學方程式計算： 貝 U Pm = p+詈 （2-8） △”=t；m-t； （2-9） 式中Pm --液層的平土壓力，kPa p ――液面處的壓力，即二次蒸汽的壓力， kPa 。一 一溶液的平土密度，kg/m3 L - /夜層高度， m g --重力加速度，m/s2 tpm --對應Pm下水的沸點，C tp--對應p下水的沸點，c 取液層高度L=2.6m - 1. 148kg / m3 ：2 = 1. 1925kg / m3 ：3 = 1.2740kg / m3 1. 148 9. 81 2. 8 ,箕. Pmi = 340 = 354.64kPa 查

18、附表 t pm1 = 139.23 C △；= 139.23-137.7=1.53 C 一效: =195.21 kPa =36.25 kPa 1.1925 9.81 2. 6 . 180 2 tpm2 =119.34 C △2=119.34-116.6=2.74 C 三效: 1. 2740 9. 81 2. 6 Pm3 = 20 2 tpm3=71.6C △3=71.6-60.1=1.5 C (3)由管道流動阻力產生的壓強降所引起的溫度差損失 在多效蒸發(fā)器中，各效二次蒸汽從上一效的蒸發(fā)室流動到下一效加熱室時， 由于 管道阻力，其壓力下降，致使蒸汽的飽

19、和溫度相應降低，由此引起的溫度差損失即為 △二 根據(jù)經驗，一般取 N = 1C。 △1 =&2 =A3 =1C (2-10) (4)各效料液的溫度和有效總溫差 ‘ △ 1 = △1十 4 十 A1 = 6.35 + 1.53 + 1 = 8.88 ℃ △ 2 =42 + 2 + 2 = 8.325 + 2.74 + 1 = 12.065 c △ 3 = d + 4 + A = 11.025 + 1.05 + 1 = 13.075 c 各效傳熱溫度差計算式： "=Ty Y T；為前一效二次蒸汽溫度(即第i效加熱蒸汽溫度)，ti為第i效溶液沸點，其計算 式為：ti ?

20、 3 Ti為第i效二次蒸汽溫度，A為第i效溫度差損失 所以各效沸點為： 第一效：t1 = 137.7 + 8.88 = 146.58 c & 1 = 151.7 - 146. 58 = 5. 12 c 第二效：t 2 = 116.6 + 12.065 = 128. 665 c At 2 = 137.7 - 128.665 = 9.035 c 第三效：t3 = 60.1 + 13.075 = 73.175 C At 3 = 116.6 - 73.175 = 43.425 C 2.4計算各效蒸發(fā)量 Wi和傳熱量Qi ),Dj +FCpo—9wnCpw(t」—ti)]| 根據(jù)

21、物料衡算和熱量衡算得公式 W = - \ " 二 (2-11) ri 式中：Di--第i效的加熱蒸汽量，當無額外蒸汽抽出時 D=W1 ri,ri --分別為第i效加熱蒸汽與二次蒸汽的汽化潛熱，kJ/kg,且「=r」 Cpo--為原料液的比熱，3.7kJ/ (kg ? C) Cpw--為水的比熱,4.183kJ/ (kg?C) ti,t——分別為第i效及第i-1效溶液的沸點 (2-12) ni--為第i效的熱利用系數(shù)，對于NaO冰溶液蒸發(fā)，則 i =0.98 -07 xi 式中：、一第i效的熱利用系數(shù) △x —溶液濃度差 i = 0. 98 - 0. 7. X1 = 0.

22、959 i = 0. 98 - 0. 7 ：x2 - 0.945 i = 0. 98 - 0. 7. ：x3 = 0.910 第一效：沸點進料t0 =ti 2113. 2「 Di 2128.98 _ r 1 W = 1D1」=0.959 J = 0. 95D1 第二效: i 1 皿[D2r2 (FCp0 -、WCpw)(t 1 -t2)] W 二 口 「2 0.940 0.95D1 2128.98 ( 108333 3.7 一 0.95Q 4183)( 146.58 - 128.605)] 二 21854 =0.866D1 318.74 第三效 ：

23、 3」 3[^r3 (FCp。-、WCpw)(t2 -t3)] W3 二 n3 「3 0.91 [2181.33W2 (10833.3 3.7 - 4. 183W/ - 4. 18冽)(128.665 - 73.175)] 二 2323.83 =0.61D1 1184.46 由于 W = W1 + W2 + W3 解得：D1 =2。59.7 kg/h W = 1956.7 kg/h W = 2102.4 kg/h W = 2440.9 kg / h 各效傳熱量的計算： Qi - Di ri Q = 4.3526 106kJ / h Q = 4.1658 106k

24、J / h Q = 4.5860 106kJ / h 2.5核算過程 因各效之間相對誤差較大，應做出調整重新核算。 各效蒸發(fā)量取上次計算值： W = 1956.7 kg/h W = 2102.4 kg/h W = 2440.9 kg/h 由各效蒸汽量求各效溶液濃度： X1 X2 =0. 147 FX0 _ 10833.3 0.12 F - W - 10833.3 - 1956.7 =0. 192 Fx0 _ 10833.3 0.12 F -W -W - 10833.3 - 1956.7 - 2102.4 X3 Fxo 10822.3 0. 12 F _W -

25、 W -W 10833.3 - 1956.7 - 2102.4 — 2440.9 效數(shù) 生蒸汽 1 2 3 F 加熱蒸汽溫度Ti (℃) 151.7 137.7 116.6 60.1 F 汽化潛熱ri (kJ /kg) 2113.2 2155.46 2214.4 2854.9 壓強(kPa) 500 340 180 20 表2-1各效加熱蒸汽及汽化熱 第一效：溶液沸點 工=137.7 C 3 = 1.27 △ = 5.0 r a1 c =1.27 m 5.0 = 6.35 C p m1 DgL =p 354.62 kPa 2

26、 t pnn =139.2 C =139.2 -137.7 = 1.5 C =T1 十 3 十 A1 十△1 = 137.7 十 6.35 + 1.5 + 1 = 146.55 C Ti = To = 151.7 C 第二效溶液沸點: T2 = 116.6 C f2 : 1.11 =1. 11 父 7. 8 = 8.658 C p m2 ：gL _ _ =p = 195.13 kPa 2 t pm2 =118.3 C & = 118.3 —116.6 =1.7 C — " ,一一 , _ , 12 = T2 + 與 + A2 + 42

27、 = 116.6 + 8.658 + 1.7 + 1 = 127.958 C T2 = T1 = 137.7 C 第三效溶液沸點： T3 = 60.1 C f3 =0.63 =16?！?a3 ) . & = 0.63 m 16 = 10.08 C DgL pm3 = p —= 36.19 kPa tpm3 =70.8C △3 = 70.8 - 60. 1 = 10. 7 C 13 = T3 十 A3 十十△； = 60. 1 + 10. 08 十 10. 7 + 1 = 21. 78 C 3 3 3 3 3 對以上結果總結：見表2-2 表2-2數(shù)據(jù)及計算結果

28、第一效 第二效 第三效 傳熱溫度差，t:(C) 5.22 8.79 34.9 溶液的沸點 ti (C) 146.48 128.91 81.71 加熱蒸汽溫度與汽化潛熱見表2-3 表2-3各效加熱蒸汽及汽化熱 效數(shù) 生蒸汽 1 2 3 加熱蒸汽溫度 Ti(C) 151.7 146.48 128.91 81.71 汽化潛熱 ri (kJ/kg) 2113.2 2130 2170 2299 效率：4=0.98 - 0.7 (Xi -Xi —i) . n1 = 0.9610 , % = 0.9455 , n3 = 0. 9076 第一效：沸點進料t0 =ti r, 21132

29、 W = 1n 1 = 0.9610 D1 r1 2130 0 0. 953D1 第二效： i 1 102 (FCp0 -- WCpw)(t1 /2)] W 二 n^ 「2 _ 0.9455 [2130W/ (10833.3 3. 70 - 4. 183W)( 146.48 - 128.91)] ― 2170 =0.845 D + 306.86 第三效 ： 3 J 3[卬3 (F$ - WpJ(t2 -t3)] vy 二 M 「3 _ 0.9076 [2170/y (10833.3 3. 70 - 4. 183W/ - 4. 183A2)( 18.91 - 81

30、.71)] ― 2299 =0.591口 755.69 由于 W = W1 + W2 + W3 解得：D = 2271.28 kg/h W = 2164.5 kg/h W = 2246.5 kg / h W = 2098 kg/h 因相對誤差小于4%所以進行下一步計算 Qi =Dji ?二，Q = 口「1 = 4.7997 m 106kJ / h Q = D2「2 = 4.61 04 1 06kJ / h Q = D3「3 = 4.87 49 1 06kJ / h 2.6 各效傳熱面積的計算 Si = Qi KJ% (2-13)  式中: Si—各效傳

31、熱面積，m2 Qi—各效傳熱量，kJ Ki—各效傳熱系數(shù) △ti一各效的有效溫度差，C Si _9 4. 7997 109 3600 1000 5. 22 2 =255. 4 m2 S2 一9 4. 6104 109 S3 K2寸2 3600 800 8. 79 9 4.8749 109 K3 t3 3600 500 34.9 2 =182. 1m2 2 =77. 6日 各效傳熱面積相差較大，故應調整各效的有效溫度差，重復上述步驟 2.7 溫差的重新分配與試差計算 (1)重新分配各效的有效溫度差 & 工 S2 Y2 S3.4 3

32、△t1 ■ :t2 ? ；t3 (2-14) (2-15) 225.4 5. 22 182. 1 8.79 77.6 34.9 5. 22 8. 79 34. 9 115. 4m = 0.944 重新分配的有效 式中：&—重新分配的有效溫度差 S 一重新分配的有效傳熟面 S—平均傳熱面積 此一第i效的有效溫度差 2254 工 5.22 = 11. 55 C 115.4 S2 t 2 = S t 2 182.1 x 8.79 = 13. 87 C 115.4 Sc 77.6 △t3 =-及3 = m 34. 9 = 23.47 C 3 S

33、= 0.959 2 = 0.9114 重復計算 W得：D = 2259.76 kg/h W = 2130.95 kg/h W2 = 2175.49 kg/h W3 = 2193.55 kg/h 重復計算 Q得：Q = Dh = 4.7753 x 106kJ / h Q = D2r2 = 4.5815 106kJ / h Q = R% = 4.8057 106kJ / h 重復計算得： = 76.56 m2 = 91.76 m2 115.4 (2)重新求沸點 t 1 =T0 — At； = 151.7 -11.55 = 140. 15 C t 2 =T1

34、2 = 137. 7 - 13.87 = 123. 83 c t 3 =T2 — &3 = 116.6 - 23.47 = 93.13 C 表2-4各效加熱蒸汽及汽化熱 效數(shù) 生蒸汽 1 2 3 ri (kJ / kg) 2113.2 2150 2209 2279 加熱蒸汽溫度 t J (C) 151.7 140.15 123.83 93.13 6 二 94.80 m2 誤差為 1 —Smn =1 _76^6_ = 14.7% 4% (2-16) Smax 94.80 計算結果不合理，重復章節(jié)2.7的過程，得： D = 2154.29 kg/h w = 2040.1 kg

35、/h W2 = 2145.28 kg/h W3 = 2314.6 kg/h 重復計算 Q得：Q =51 = 4.5524 x 106kJ / h Q = D2「2 = 4.3719 106kJ / h Q = R% = 4.6985 106kJ / h 重復計算 S 得：S = 86.55 m2 S2 = 85.52 m2 S3 = 87.64 m2 S _ S12t ? S2M2 ? S3M3 △ 3 ?「寸2 ,.43 86.55 5. 22 85.52 8. 79 87.64 34. 9 ― 5.22 8. 79 34. 9 2 =86.80 m2 誤差為 1

36、— Smn = 1 — 86竺_ = 0.96 %4% Smax 87.64 留10%的傳熱余量，則傳熱面積S有 S = S平(1 十 5%)= 91.14nf (2-17) 第三章蒸發(fā)器的主要結構工藝尺寸的設計 以中央循環(huán)管式蒸發(fā)器為例說明蒸發(fā)器主要結構尺寸的設計計算方法。 中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的主要結構尺寸包括：加熱室和分離室的直徑和高度；加熱管與 中央循環(huán)管的規(guī)格、長度及在管板上的排列方式。這些尺寸的確定取決于工藝計算結 果，主要是傳熱面積。 3.1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計 3.1.1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計 蒸發(fā)器的加熱管通常選用 ①38x 2.5mm的無

37、縫鋼管。加熱管的長度 L=3m 由以下初步估計所需的管子數(shù)n n = (3-1) 二do L -0.1 式中：S為蒸發(fā)器的傳熱面積，m2,由前面的工藝計算決定。 do為加熱管的外徑，m , L為加熱管的長度，m。 S 二do L - 0.1 91.14 3.14 0. 038 3 - 0. 1 =264 （根） 理論管數(shù)目：264根 實際畫圖：270根 3.1.2 循環(huán)管的直徑選擇 循環(huán)管的截面積是根據(jù)使循環(huán)阻力盡量減少的原則來考慮的。中央循環(huán)管式蒸 發(fā)器的循環(huán)管截面積可取加熱管總截面積的 40%-100%加熱管的總截面積可按n計 算，循環(huán)管內徑Di表示

38、，則： D1=.(0.4~1) n d1 (3-2) 式中：D1一循環(huán)管內徑 n一初估的所需管數(shù) di—加熱管內徑 D1 = J0.6 n d1 = .. 0.6 264 0.0 38 = 0.478 m 查附表：取帕00 X 10mm管長3m 3.1.3 加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定 加熱室的內徑取決于加熱管和循環(huán)管的規(guī)格、數(shù)目及在管板上的排列方式。加熱 管在管板上的排列方式又三角形、正方形、同心圓等，目前以三角形排列居多。管心 距t為相鄰兩管中心線之間的距離，t 一般為加熱管外徑的1.25?1.5倍。目前在換 熱器設計中，管心距的數(shù)值已經標準化，只要管子規(guī)格確定，相應的管心

39、距也確定。 加熱室內徑和加熱管數(shù)采用做圖法來確定，具體做法是：先計算管束中心線上管束 ％, c 管子按正三角形排列時：nc =1.1、目;管子按正方形排列時：nc =1.9Jn ,式中：n一總加 c c 熱管數(shù).初估加熱管內徑用Di =t(nc -1)+2b式中b=(1-1.5d0。然后用容器公稱直 徑，試選一內徑作為加熱室內徑，并以此內徑和循環(huán)管外徑作同心圓， 在同心圓的環(huán) 隙中，按加熱管的排列方式和管心距作圖。作圖所得管數(shù)n必須大于初估值，如不滿 足，應另選一設備內徑，重新作圖，直至適合為止。殼體內徑的標準尺寸列于表 3 中，以供參考。 表3-2殼體內徑的標準尺寸 殼體內徑，

40、mm 400-700 800-1000 1100-1500 1600-2000 最小壁厚，mm 8 10 12 14 經過作圖，實際管數(shù)大于初估值，符合要求。 正三角形排列初步估算加熱室內徑，取 d0 =38mm t=48mm b=1.2do nc = 1.1 而=1. 1<264 = 18 (3—3) D = 48 M (18 - 1 )+ 2 X 45.6 = 907. 2mm (3—4) 壁厚選用10mm 加熱時內徑為1200mm，通過作圖法確定加熱管數(shù)n為264根。 3.1.4 分離室直徑與高度的確定 分離室的直徑和高度取決于分離室的體積，而分離室的體積又與二次蒸汽流

41、量 及蒸發(fā)體積的強度有關。 分離室體積的計算： W 2 V= 3600 PLi m2 (3—5) 式中：W --為某效蒸發(fā)的二次蒸汽 量，kg /h P--某效蒸發(fā)的二次蒸汽密 度，kg/m3 U ——取 2m3 /(m 3 s ) 查附表 表3-3各效加熱蒸汽及汽化熱 效數(shù) 1 2 3 137.7 116.6 60.1 密度Kg / m3 1.800 0.970 0.135 則：V八3 WI 3 /3 = 2.38 m/s 3600 ： (3—6) 所以，V取值2.38m3/s 取最大分離室體積計算分離室高度與直徑，取 H=1.

42、5D 2 V= —MD2H (3—7) 4 一，二 一 3 一一 貝(J - 2D3 =2.023 4 D = 1.26m H = 1.86 m 對中央循環(huán)管，其分離室高度不小于1.8m,以保證足夠的霧沫分離高度。分離室 直徑也不能太小，否則二次蒸汽流速過大將導致霧沫夾帶現(xiàn)象嚴重。所以取 H = 1.86 m,分離室直徑D = 1.26 m均屬合理。 3.2接管尺寸的確定 3.2.1 溶液的進出口管 對并流三效蒸發(fā)，第一效溶液流量最大，若各效設備尺寸一致的話，根據(jù)第一效 溶液流量確定接管。溶液的適宜流速按強制流動（u=1-3m/s）考慮，設計上進出口直 徑可取為一致。

43、 根據(jù)濃度X=0.12查表得對應密度為1131 kg/m3,適宜流速選u=2 m/s. ⑴溶液進出口管：d = J4^00? = 0.042m （3—8） 所以選用 眄0父4mm規(guī)格不銹鋼無縫鋼管 核算：u= ——24F =1.97 m/s,所以選用合適。 :二d 3600 3.2.2 加熱蒸汽與二次蒸汽接管 二次蒸汽體積流量取各效平均值，取 u=40m/s 故d = = 4 4 x 1.9 = 0. 2293m = 264mm .二u , 3. 14 40 所以，選用273 13mmfi格不銹鋼無縫鋼管 .… 4V 一 一 一.一 核算：u= —2~ = 39. 6

44、7m/s,所以選用合適。 二 d 3.2.3 冷凝水出口管 4V ：二u 3600 W為各效加熱蒸汽流量， u可取0.8?1.8m/ s,這里取u = 1.4m/ s。 Dmax = D3 = 2145. 28Kg/ h Vs =旦/3600 = 2145.28 /3600 = 5.97 10-4 康 998.2 , 4 VS d1 =23.31mm ,二 u 綜上計算：選用選用 々2 2mmm格管冷凝水出口管。 核算：u= u =絲 =1.3m/s,所以選用合適。 rd 第四章 蒸發(fā)器裝置的輔助設備的設計 蒸發(fā)裝置的設備主要包括汽液分離器和蒸汽冷凝設備， 還

45、需要真空泵，疏水器等 輔助設備。 4.1 氣液分離器 蒸發(fā)操作時，二次蒸汽中夾帶大量液體，雖在分離室得到了初步分離，但是為了 防止有用的產品損失或污染冷凝液體， 還需設置器液分離設備，以使霧沫中的液體凝 聚與二次蒸汽分離，故氣液分離器又稱除沫器。具類型較多，在分離室頂部設置的有 簡易式，慣性式及網式除沫器等，在蒸發(fā)器外部設置的有折流式，旋流式及離心式除 沫器等。 慣性式除沫器是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變方向時， 液滴因慣性作用而 與蒸汽分離。它的結構簡單。因此，本次試驗采用慣性式除沫器。 慣性式除沫器主要尺寸的計算： D0 D1 D1 :D2 : D3 =1:1.5:2

46、H = D3 h = 0.45 D1 Do = d2 = 246mm 式中：Do -■「為二次蒸汽的管徑，m； Di --為除沫器內管的直徑，m; D2 --除沫器外罩管的直徑，m； D3 --除沫器外殼直徑，m; H - -除沫器的總高度，m; h -禰沫器內管頂部與器頂 的距離，m. 所以，以上除沫器內管選用 4273 x 13mmi除沫器外罩管直徑選用4402父12mm, 除沫器外罩管選用 520 19mms 4.2 蒸汽冷凝器 4.2.1 冷凝器主要類型 冷凝器的主要作用是用冷凝水將二次蒸汽冷凝。冷凝器分為直接接觸式冷凝器和 間壁式冷凝器；直接接觸式冷凝器包括多

47、孔板式，水簾式，填充塔式及水噴射式等。 各種型式蒸汽冷凝器的性能各有優(yōu)劣， 綜合考慮各種設備的性能，本設計選用水噴射 4.2.2 設計與選用 工作水量的計算：對以冷凝為主的水噴射式冷凝器，其冷卻水用量決定于被冷凝 蒸汽的熱燃，冷卻水的進出口溫度，可按下式計算： (4-1) D(I -Cpt2) CP t2 -t1 式中：W--冷卻水用量，Kg/h; D--冷凝蒸7^量，Kg/h; I -上汽的始，KJ/Kg; tl,t2 -冷卻水進出口溫度，℃ (冷卻水可循環(huán)使用) Cp --冷卻水平土比熱，KJ /(Kg ■℃ )。 其中：ti=20C Cp = 4. 178kJ

48、/( kg ■ C) I = 2607kJ / kg DJ -CPt 2) CPt2 寸 W = - P^1 6 67584.33 kg / h 噴射器結構尺寸計算： 噴嘴數(shù)n及噴嘴直徑d0： 通過一個噴嘴的水流速度為: 0 95 2 x(340 - 20) x 103 二. 998. 2 -23.8 m/ s (4—2) △p — —工作水通過噴嘴的壓強 降,340 - 20 = 320KP&即工作水進口壓強與 混合室 壓強之差； P — —水的密度，此時為20c下密度998.2Kg/m3; 中—抽量系數(shù)，可取0.93-0.96。這里取0.94 噴嘴直徑do,

49、在水質清潔時可取5-8mm, 一般為12-22mm即可。選定d0后, 噴嘴個數(shù)n的確定為：W=3600n 土d2u1 ： 4 0 1 (4—3) d0 = 16mm 4W T 72 3600 「：d0 u1 4 乂 67584.33__ = 3.9 998. 2 父 3600 父 3. 14 父(0.016 2 * 23.8 取n=4 文氏管喉部直徑: d3 =d 0 0\ Pc _ 320000 16. :81325 =32mm (4—4) 式中：Ape - -#出壓強與吸入壓強之 差,101.325 - 20 = 81.325KPa =

50、81325Pa 水噴射器其它各部尺寸為: 文氏管喉部長度 L2 =孫=96mm 文氏管收縮口直徑 d2 = 1. 68d3 = 54mm 文氏管收縮段長度 L1 = 3. 5d2 - d3 = 77mm 文氏管擴散段直徑 文氏管擴散段長度 文氏管收縮角度 U =1106 d4 = 1. 78d3 = 57mm L3 = 10d4 - d3 = 250mm 文氏管擴散段角度 %=3054 進水管直徑與進蒸汽管直徑可按一般原則計算， 但管內水流速不宜太高，否則電 耗增大，取1-2m/s較好；蒸汽流速隨真空度不同而變化，當真空度在73-95 KPa時, 其

51、最大流速為70—120m/s不等。 設計結果匯總 1操作條件設計 本設計選用500kPa的加熱蒸汽，冷凝器絕壓選 20kPa. 2蒸發(fā)器類型 因考慮蒸發(fā)料液的粘度、設備的操作費和處理量等主要因素，本設計選用中央循 環(huán)管式蒸發(fā)器。 3效數(shù)的選取 因氫氧化鈉水溶液隨蒸發(fā)的進行沸點升高較大， 影響傳熱，經綜合考慮，本設計 選三效蒸發(fā)。 4流程的選擇 考慮氫氧化鈉物性及操作條件，本設計選并流操作。 5工藝計算結果匯總 表5-1熱量核算結果 效次 1 2 3 冷凝器 加熱蒸汽溫度Ti, C 137.7 116.6 60.1 40 操作壓力pi , kPa

52、340 180 20 81 溶液溫度ti , C 140.15 123.83 93.13 一 完成液濃度xi 0.149 0.199 0.300 一 烝發(fā)里Wi , kg/h 2040.1 2145.28 2314.6 一 蒸汽消耗量D , kg/h 2154.29 一 一 一 傳熱面積Si, m2 86.55 85.52 87.64 一  表5-2主要設備選擇 加熱管長度 3000mm 循環(huán)管內徑 ①500 M0 加熱管管徑 ① 38X2.5 蒸發(fā)器尺寸 加熱管數(shù)目 264根 加熱室內徑 91

53、0mm 分離室內徑 1260mm 分離室局度 1860mm 溶液進出口管 ① 50><4mm 接管尺寸 加熱蒸汽與二次蒸汽接管 ①273 M3 冷凝水出口管 ① 32X2 5-4 項目 尺寸 ①245X6.5 mm 除沫器內管的直徑 ①245X7.5 mm 除沫器的外罩管直徑 ①377X15 mm 除漆器外殼直徑 ①480 X10mm 除沫器總高度 465mm 除沫器內管頂部與器頂?shù)木嚯x 121mm 表5-4蒸汽冷凝器尺寸 噴嘴個數(shù) 6 噴嘴直徑 29.39mm 文氏管喉管長度 88.18mm 文氏管

54、收縮口直徑 49.38mm 文氏管收縮段長度 59.97mm 文氏管收縮角度 11 6 文氏管擴散段直徑 52.31mm 文氏管擴散段長度 183.39mm 文氏管擴散段角度 3 54 對本設計評述 對于化工原理課程設計這個課程，我起初并不是十分了解，只是掌握了簡單的化 工原理理論知識，即使通過老師的講解，我也是一只半解，然而當我自己親自動手完 成這份設計書時候，我才深入的了解了什么是化工原理課程設計。 這次我做的是三效 并流蒸發(fā)裝置的設計，所謂蒸發(fā)就是利用加熱的方法，將含有不揮發(fā)性溶質的溶液加 熱至沸騰狀況，使部分溶劑汽化并被移除，從而提高溶劑中溶質濃度的單元操作。

55、 工 業(yè)生產中應用蒸發(fā)操作主要有以下場合：1、為了獲得純凈的溶劑，例如海水淡化等。 2、同時濃縮溶液和回收溶劑，例如中藥生產中酒精浸出液的蒸發(fā)，苯溶液的濃縮脫 苯等。3、濃縮稀溶液直接制取產品或將濃溶液再處理（如冷卻結晶）制取固體產品， 例如電解燒堿液的濃縮，食糖水溶液的濃縮及各種果汁的濃縮等。 總之，在化學工業(yè)、 食品工業(yè)、制藥等工業(yè)中，蒸發(fā)操作被廣泛應用。 通過本次課程設計讓我們對蒸發(fā)有了更深的了解， 對蒸發(fā)生產工藝有所了解。在 這個設計過程中，我遇到了許多以前沒有掌握扎實的知識， 比如說溫度差的計算、熱 量衡算式的公式及怎樣根據(jù)自己所算出的數(shù)字找相應合適的加熱管數(shù)目和尺寸、 加熱

56、室直徑等等。通過這次設計讓我鞏固了許多的知識， 同時讓我獲得了許多難于培養(yǎng)的 品行。通過做計算，使我做事更加細心認真了；通過畫圖，使我做事更加耐心刻苦； 通過查閱各種不同的文獻，使我更加的認識到原來知識是無窮無盡的。 當然，本次設計仍然有許多的不足，比如設備的管徑與壁厚會選取不得當，繪制 圖的時候方法不得當以及其他錯誤。 不僅如此，在我完成這份設計書的時候，內心充滿了感謝。感謝解老師耐心的教 導以及指導，讓我們有了理論知識基礎，感謝同學們的幫助，讓我們彼此的課程設計 更加完善。我會繼續(xù)努力，將以后的課程設計做得更加認真與細致，更加完整。 內蒙古工業(yè)大學本科課程設計說明書 參考文獻

57、 [1] 柴誠敬，張國亮.化工流體流動與傳熱.北京：化學工業(yè)出版社.2007:298-367 [2] 賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設計.天津：天津大學出版社.2002: 73?100 [3] 高俊.化工原理課程設計.呼和浩特：內蒙古大學印刷廠.2011: 3?19 [4]李功樣，陳蘭英，余林. 化工單元操作過程與設備[M] 華南理工大學出版 2010: P 249-280 [5]姚玉英，黃鳳廉，陳常貴等.化工原理[M]（上冊） 天津：科學技術出版社出版 2009: P 309?326 29 內蒙古工業(yè)大學本科課程設計說明書 目 錄 第一章設計方案的確定 1 1.1

58、 蒸發(fā)操作條件的確定 1 1.1.1 加熱蒸汽壓強的確定原則 1 1.1.2 冷凝器操作壓強的確定原則 1 1.2 蒸發(fā)器的類型及其選擇 1 1.3 多效蒸發(fā)效數(shù)的確定 2 1.4 多效蒸發(fā)流程的選擇 3 1.5 進料溫度的確定 3 第二章三效并流蒸發(fā)過程的工藝計算 4 2.1 常用的試差法 4 2.2 估算各效二次蒸汽溫度 5 2.3 計算各效傳熱溫度差 6 2.4 計算各效蒸發(fā)量 Wi和傳熱量Qi 9 2.5 核算過程 10 2.6 各效傳熱面積的計算 13 2.7 溫差的重新分配與試差計算 14 第三章蒸發(fā)器的主要結構工藝尺寸的設計

59、 17 3.1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計 17 3.1.1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計 17 3.1.2 循環(huán)管的直徑選擇 18 3.1.3 加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定 18 3.1.4 分離室直徑與高度的確定 19 3.2 接管尺寸的確定 20 3.2.1 溶液的進出口管 20 3.2.2 加熱蒸汽與二次蒸汽接管 20 3.2.3 冷凝水出口管 20 第四章蒸發(fā)器裝置的輔助設備的設計 22 4.1 氣液分離器 22 4.1.1 冷凝器主要類型 23 4.1.2 設計與選用 23 設計結果匯總 26 1操作條件設計 26 2蒸發(fā)器類型 26 3效數(shù)的選取 26 4流程的選擇 26 5工藝計算結果匯總 26 對本設計評述 28 參考文獻 29