三效蒸發(fā)器相關課程設計--講解

1、化工專業(yè)課程設計中南民族大學化工專業(yè)課程設計學院：化學與材料科學學院專業(yè): 化學工程與工 藝 年級：2011 級題目:KNO 3水溶液三效蒸發(fā)工藝設計學生姓名：888 學號：888888指導教師姓名：888 職稱:教授2014 年 12 月 29 日化工專業(yè)課程設計任務書設計題目：KNO/K溶液三效蒸發(fā)工藝設計設計條件：1.年處理能力為7.92 104 t/a KNO3水溶液；2 .設備型式中央循環(huán)管式蒸發(fā)器；3 . KNO3水溶液的原料液濃度為 8%,完成液濃度為48%,原料液溫度為 20C,比熱容為 3.5kJ/(kg. C);4 .加熱蒸汽壓力為400kPa (絕壓)，冷凝器壓力為20k

2、Pa(絕壓)；5 .各效加熱蒸汽的總傳熱系數(shù)：K1=2000W/(m2?C) ；K2=1000W/(m2?C)； K3=500W/ (m2?C);6 .各效加熱蒸汽的冷凝液均在飽和溫度下排出。各效傳熱面積相等，并忽 略濃縮熱和熱損失，不計靜壓效應和流體阻力對沸點的影響；7 .每年按300天計，每天24小時運行；設計任務：1 .設計方案簡介：對確定的工藝流程進行簡要論述。2 .蒸發(fā)器和換熱器的工藝計算：確定蒸發(fā)器、換熱器的傳熱面積。3 .蒸發(fā)器的主要結構尺寸設計。4 .主要輔助設備選型，包括氣液分離器及換熱器等。5 .繪制KNO3水溶液三效蒸發(fā)裝置的流程圖及蒸發(fā)器設備工藝簡圖、。姓名：班級：化學

3、工程與工藝專業(yè)學號：指導教師簽字：目錄1 概述 11.1 蒸發(fā)簡介 11.2 蒸發(fā)操作的分類 11.3 蒸發(fā)操作的特點 41.4 蒸發(fā)設備 42 設計條件及設計方案說明 52.1 設計方案的確定以及蒸發(fā)器選型 52.2 工藝流程簡介 63 . 物性數(shù)據(jù)及相關計算 73.1 蒸發(fā)器設計計算 73.1.1 估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度 83.1.2 估計各效蒸發(fā)溶液的沸點和有效總溫度差 83.1.3 加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算 103.1.4 蒸發(fā)器傳熱面積的估算 123.1.5 有效溫度的再分配 123.1.6 重復上述計算步驟 133.1.7 計算結果 163.1.8 蒸發(fā)器設備計算

4、和說明 173.1.9 輔助設備的選擇 193.2 換熱器設計計算 233.3 管道管徑的計算 244 對本設計的自我評述 241化工專業(yè)課程設計1 概述1.1 蒸發(fā)簡介在化工、輕工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中，常常需要將溶有固體溶質的稀溶液加以濃縮，以便得到濃溶液（固體產(chǎn)品）或制取溶劑，例如硝酸銨、燒堿、抗生素、食糖等生產(chǎn)以及海水淡化等。工業(yè)上常用的濃縮方法是蒸發(fā)，蒸發(fā)是采用加熱的方法，使含有不揮發(fā)性雜質（如鹽類）的溶液沸騰，除去其中被汽化單位部分雜質，使溶液得以濃縮的單元操作過程。化工生產(chǎn)中蒸發(fā)主要用于以下幾種目的：（ 1）獲得濃縮的溶液產(chǎn)品；（ 2）將溶液蒸發(fā)增濃后，冷卻結晶，用以獲得固體產(chǎn)品，

5、如燒堿、抗生素、糖等產(chǎn)品；（ 3）脫除雜質，獲得純凈的溶劑或半成品，如海水淡化。進行蒸發(fā)操作的設備叫做蒸發(fā)器。蒸發(fā)器內(nèi)要有足夠的加熱面積，使溶液受熱沸騰。溶液在蒸發(fā)器內(nèi)因各處密度的差異而形成某種循環(huán)流動，被濃縮到規(guī)定濃度后排出蒸發(fā)器外。蒸發(fā)器內(nèi)部有足夠的分離空間，以除去汽化的蒸汽夾帶的霧沫和液滴，或裝有適當形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽可回收熱量加以利用，或經(jīng)過冷凝器冷凝蒸發(fā)過程中經(jīng)常采用飽和蒸汽間壁加熱的方法，通常把作熱源用的蒸汽稱做一次蒸汽，從溶液蒸發(fā)出來的蒸汽叫做二次蒸汽。1.2 蒸發(fā)操作的分類按操作的方式可以分為間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)蒸發(fā)過程為連續(xù)穩(wěn)定操作的過程。按操作壓力，

6、蒸發(fā)可以分為常壓蒸發(fā)、加壓或減壓蒸發(fā)。真空蒸發(fā)有許多優(yōu)點：（ 1）在低壓下操作，溶液沸點較低，有利于提高蒸發(fā)的傳熱溫度差，減小蒸發(fā)器的傳熱面積；（ 2）可以利用低壓蒸氣作為加熱劑；（ 3）有利于對熱敏性物料的蒸發(fā)；（ 4）操作溫度低，熱損失較小。按二次蒸汽的利用情況可以分為單效蒸發(fā)和多效蒸發(fā)，倘若將加熱蒸汽通入一蒸發(fā)器，則液體受熱而沸騰，所產(chǎn)生的二次蒸汽，其壓力與溫度比較原加熱蒸汽（生蒸汽）為低。但此二次蒸汽仍可設法加以利用。最普遍的利用方法是將其當作加熱蒸汽，引入另一個蒸發(fā)器，只要后者的蒸發(fā)室壓力和溶液沸點均較原來蒸發(fā)器中為低，則引入的二次蒸汽仍能起到加熱作用。 此時第二個蒸發(fā)器的加熱室便是

7、第一個蒸發(fā)器的冷凝器，這就是多效蒸發(fā)的原理。將多個蒸發(fā)器這樣連接起來一同操作，即組成一個多效蒸發(fā)器。 每一蒸發(fā)器稱為一效， 通入生蒸汽的，稱為第一效，利用第一效的二次蒸汽為加熱蒸汽的稱為第二效，以此類推。由于各 效（最后一效除外）的二次蒸汽都作為下一效蒸發(fā)器的加熱蒸汽，提高了生蒸汽的利用率，節(jié)省了生蒸汽用量，所以，在蒸發(fā)大量水分時，廣泛采用多效蒸發(fā)，常用的多效蒸發(fā)有雙效、 三效或四效，有的多達六效。多效蒸發(fā)按加料方式又可分為以下四種： 溶液與蒸汽成并流的方法，簡稱并流法； 溶液與蒸汽成逆流的方法，簡稱為逆流法； 溶液與蒸汽在有些效間成并流而在有些效間則成逆流，簡稱錯流法； 每一效都加入原料液的

8、方法，簡稱平流法。以三效為例加以說明，當效數(shù)有所增減時，其原則不變。(1) 并流法不悔性氣體完成液水圖1三效蒸發(fā)并流加料流程并流法是工業(yè)中最常用的為并流加料法，如圖1所示，溶液流向與蒸汽相同， 即第一效順序流至末效。因為后一效蒸發(fā)室的壓力較前一效為低，故各效之間可無須用泵輸送溶液， 此為并流法的優(yōu)點之一。 其另一優(yōu)點為前一效的溶液沸點較后一效的為高，因此當溶液自前一效至后一效內(nèi)，即成過熱狀態(tài)而立即自行蒸發(fā)（常稱為自蒸發(fā)或閃蒸），可以發(fā)生更多的二次蒸汽，使能在次一效蒸發(fā)更多的溶液。其缺點則為最后一效的溶液的濃度較前一效的大， 而溫度又較低，粘度增加顯著，因而傳熱系數(shù)就小很多。 這種情況在最末一、

9、 二效尤為嚴重， 使整個蒸發(fā)系統(tǒng)的生產(chǎn)能力降低。因此，如果遇到溶液的粘度隨濃度的增大而很快增加的情況，不宜采用并流法。(2) 逆流法圖2三效蒸發(fā)逆流加料流程如圖2所示，原料液由末效流入， 而由泵打入前一效。 逆流法的優(yōu)點在于溶液的濃度愈大時蒸發(fā)的溫度亦愈高，使各效溶液均不致出現(xiàn)粘度太大的情況，因而傳熱系數(shù)也就不致過小。其缺點是，除進入末效的溶液外，效與效之間皆需用泵輸送溶液，且各效進料溫度(末 效除外)都較沸點為低，故與并流法比較，所產(chǎn)生的二次蒸汽量減少。(3) 平流法不好性氣體4圖3三效蒸發(fā)平流加料流程此法是按各效分別進料并分別出料的方式進行的，如圖3所示。此法適用于在蒸發(fā)過程中同時有結晶體

10、析出的場合。例如食鹽溶液，當蒸發(fā)至27%左右的濃度即達飽和，若繼續(xù)蒸發(fā)，就有結晶析出；此結晶不便在效與效之間輸送，故可采用此種流 程將含結晶的濃溶液自各效分別取出。(4) 錯流法此法的特點是在各效間兼用并流和逆流加料法。例如在三效蒸發(fā)設備中， 溶液的流向可為3 f 1 2或2 f3 fl。此法的目的是利用以上并流法和逆流法的優(yōu)點，克服或減 輕二者的缺點，但其操作比較復雜。在加壓蒸發(fā)中，所得到的二次蒸氣溫度較高，可作為下一效的加熱蒸氣加以利用。因此,單效蒸發(fā)多為真空蒸發(fā)；多效蒸發(fā)的前效為加壓或常壓操作，而后效則在真空下操作。1.3 蒸發(fā)操作的特點從上述對蒸發(fā)過程的簡單介紹可知，常見的蒸發(fā)時間壁兩

11、側分別為蒸氣冷凝和液體沸騰 的傳熱過程，蒸發(fā)器也就是一種換熱器。 但和一般的傳熱過程相比， 蒸發(fā)操作又有如下特點 ：(1)沸點升高蒸發(fā)的溶液中含有不揮發(fā)性的溶質，在港臺壓力下溶液的蒸氣壓較同溫 度下純?nèi)軇┑恼魵鈮旱停谷芤旱姆悬c高于純?nèi)芤旱姆悬c，這種現(xiàn)象稱為溶液沸點的升高。 在加熱蒸氣溫度一定的情況下，蒸發(fā)溶液時的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儫釡夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。(2)物料的工藝特性蒸發(fā)的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在濃縮時可能析出 晶體，或易于結垢；有些則具有較大的黏度或較強的腐蝕性等。如何根據(jù)物料的特性和工藝要求，選擇適宜的蒸發(fā)流程和設備是蒸發(fā)工藝設計時必須

12、要考慮的問題。(3)節(jié)約能源蒸發(fā)時汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸氣。如何充分利用熱 量，提高加熱蒸氣的利用率是蒸發(fā)操作要考慮的另一個問題。1.4 蒸發(fā)設備蒸發(fā)設備的作用是使進入蒸發(fā)器的原料液被加熱，部分汽化，得到濃縮的完成液，同時需要排出二次蒸氣，并使之與所夾帶的液滴和霧沫相分離。蒸發(fā)的主體設備是蒸發(fā)器， 它主要由加熱室和蒸發(fā)室組成。 蒸發(fā)的輔助設備包括： 使液 沫進一步分離的除沫器， 和使二次蒸氣全部冷凝的冷凝器。 減壓操作時還需真空裝置。 茲分 述如下：由于生產(chǎn)要求的不同，蒸發(fā)設備有多種不同的結構型式。對常用的間壁傳熱式蒸發(fā)器, 按溶液在蒸發(fā)器中的運動情況，大致可分為以下兩大類：(

13、1)循環(huán)型蒸發(fā)器特點：溶液在蒸發(fā)器中做循環(huán)流動,蒸發(fā)器內(nèi)溶液濃度基本相同，接近于完成液的濃度。8操作穩(wěn)定。此類蒸發(fā)器主要有:a.中央循環(huán)管式蒸發(fā)器b.懸筐式蒸發(fā)器c.外熱式蒸發(fā)器d.列文式蒸發(fā)器e.強制循環(huán)蒸發(fā)器其中，前四種為自然循環(huán)蒸發(fā)器。(2)單程型蒸發(fā)器特點：溶液以液膜的形式一次通過加熱室，不進行循環(huán)。優(yōu)點：溶液停留時間短， 故特別適用于熱敏性物料的蒸發(fā)；溫度差損失較小，表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)較大。缺點：設計或操作不當時不易成膜，熱流量將明顯下降；不適用于易結晶、結垢物料的蒸發(fā)。此類蒸發(fā)器主要有：a.升膜式蒸發(fā)器b.降膜式蒸發(fā)器c.刮板式蒸發(fā)器2設計條件及設計方案說明2.1 設計方案的確定以及蒸發(fā)

14、器選型本次設計要求采用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，在工業(yè)上被稱為標準蒸發(fā)器(如圖4所示)。其特點是結構緊湊，制造方便，傳熱較好，操作可靠等優(yōu)點，應用十分廣泛，有“標準蒸發(fā)器"之稱。它的加熱室由垂直的加熱管束組成，在管束中央有一根直徑很大的管子，稱為中央循環(huán)管。當管內(nèi)液體被加熱沸騰時，中央循環(huán)管內(nèi)氣液混合物的平均密度較大；而其余加熱管內(nèi)氣液混合物的平均密度較小。在密度差的作用下， 溶液由中央循環(huán)管下降， 而由加熱管上升，做自然循環(huán)流動。溶液的循環(huán)流動提高了沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，強化了蒸發(fā)過程。為使溶液有良好的循環(huán)，中央循環(huán)管的截面積，一般為其余加熱管總截面積的40%100%;加熱管的高度一般為12

15、m；加熱管徑多為2575mm之間。但實際上，由于結構上的限制，其 循環(huán)速度一般在0.40.5m/s以下；蒸發(fā)器內(nèi)溶液濃度始終接近完成液濃度；清洗和維修也不 夠方便。在蒸發(fā)操作中，為保證傳熱的正常進行，根據(jù)經(jīng)驗，每效分配到的溫差不能小于 57C。通常，對于沸點升高較大的電解質溶液，應采取23效。由于本次設計任務是處理 KNO3溶液。這種溶液是一種沸點升高較大的電解質，故選用三效蒸發(fā)器。另外，由于KNO 3溶液是一種粘度不大的料液，故多效蒸發(fā)流 程采用并流操作。多效蒸發(fā)器工藝設計的主要依據(jù)是物料衡算、 熱1-外殼；3加熱室：）中央循 環(huán)管；*蒸發(fā)室；5-除沫器二圖4中央循環(huán)管式蒸發(fā)器2.2工藝流程

16、簡介冷藤水去川換二次蒸汽去冷卻器冷凝水去II換I效蒸發(fā)蟄冷凝水去換量衡算及傳熱速率方程。計算的主要項目有：加熱蒸 氣（生蒸氣）的消耗量，各效溶劑蒸發(fā)量以及各效的傳 熱面積等。多效蒸發(fā)器的計算一般采用迭代計算法。產(chǎn)品圖5蒸發(fā)工藝流程簡圖如圖5所示，20c的原料液三臺列管式換熱器換熱后達到泡點進入第I效蒸發(fā)器，在生蒸汽的給熱下蒸發(fā)大量水蒸氣形成二次蒸汽，同時生蒸汽損失熱量發(fā)生相變冷凝成水，但此時其溫度仍很高，是品味很高的熱源， 可做為第出換熱器的熱流體，由并流加料法的特點知第n效蒸發(fā)器壓力較第I效為低，故第I效中產(chǎn)生的大量二次蒸汽作為第n效的加熱蒸汽進入第n效，經(jīng)加熱料液冷凝成冷凝水， 但較第I效

17、的冷凝水溫度為低，作為第n換熱器的熱源對原料液進行預熱。 第n效料液的沸點較第I效為低，故第I效的完成液一進入第n效便成過熱狀態(tài)而立即蒸發(fā)出大量二次蒸汽，同理，該二次蒸氣作為加熱蒸汽進入第m效蒸發(fā)器，其冷凝水溫度進一步降低，只能作為第I換熱器的熱源，對常溫下的原料液進行初步的預熱。第出效蒸發(fā)器的二次蒸汽經(jīng)冷卻器冷卻，冷凝成水后回收利用。 從第三效蒸發(fā)器出來的料液已達到所需濃度要求，可輸送到儲槽儲存利用。 為實現(xiàn)能量利用的最大化， 選擇泡點進料，但經(jīng)換熱器I出預熱后的原料液無法達到泡點，故用高溫的過熱蒸汽在換熱器W中對原料液進行進一步加熱使其達到泡點。3.物性數(shù)據(jù)及相關計算3.1 蒸發(fā)器設計計算

18、圖6并流加料三效蒸發(fā)的物料衡算及熱量衡算圖化工專業(yè)課程設計3.1.1 估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度年處理量：(7.92 M04+30X)噸，且每年按照300天計算，每天24小時?？傉舭l(fā)量:43(7.92 10 ) 10300 24=11000kg /hW=F 1& 1=110000081= 9166.7kg/hI 0.48 J因并流加料，蒸發(fā)中無額外蒸氣引出，可設W1 :W2 :W3 = 1:1.1:1.2W1 W2 W3 =3.3W1W1 =W3.39166.73.3= 2777.8kg/hW2=1.1W1=1.1 2777.8 = 3055.6kg/hW3=1.M=1.2 2777.

19、8 = 3333.4kg/hX1FX0F訓11000 0.0811000 -2777.8= 0.1070FxX2F 訓-W211000 0.0811000 -2777.8 -3055.6= 0.170327x3 -0.483.1.2 估計各效蒸發(fā)溶液的沸點和有效總溫度差設各效間壓力降相等，則總壓力差為工 AP = R-P； =400-20 = 380 kPa各效間的平均壓力差為 * =上且P =380 = 126.67 kPa 33由各效的壓力差可求得各效蒸發(fā)室的壓力，即:P，=R _ AP =400126.67=273.33 kPaP2 = P1 -2AP =400-2x126.67 = 1

20、46.66 kPaP3 = PK = 20 kPa由各效的二次蒸氣壓力，從手冊中可查得相應的二次蒸氣的溫度和氣化潛熱列于下表 中。表1二次蒸氣的溫度和氣化潛熱效數(shù)Inm二次蒸氣壓力 P, kPa273.33146.6620二次蒸氣溫度T,0C130.2110.560.1（即下一效加熱蒸汽的溫度） '二次蒸氣的氣化潛熱n ,kJ / kg2177.32231.02354.9（即下一效加熱蒸汽的氣化潛熱）（1）各效由于溶液沸點而引起的溫度差損失蒸發(fā)操作常常在加壓或減壓下進行，從手冊中很難直接查到非常壓下的溶液沸點。所以用以下方法估算。"a工 0. 0 1 6T2 （ 力 3）f

21、二：r 'a一常壓下（101.3kPa）由于溶質引起的沸點升高，即溶液的沸點-水的沸點 常壓下水的沸點為100 C。（2）由化工原理上冊第 280頁無機物水溶液在常壓下的沸點表查得常壓下不同質量分數(shù)白K KNO3沸點：表2 KNO3水溶液在常壓下的沸點質蟲分數(shù)kg/l10.7%17%48%沸點c /tAit100.8101.4105.3經(jīng)查表知400 kPa下飽和蒸汽溫度為 143.4C ,氣化潛熱為 2138.5 kJ / kga =tAi 一100_ _ 20.0162 (130.2 273)2177.3(100.8-100)=0.97 C00162 (11。5 273)22231

22、.0(101.4 -100)=1.50 C_ _ 20.0162 (60.1 273)22354.9(105.3 -100)=4.05 C由于不考慮液柱靜壓效應和流動阻力對沸點的影響，所以總的溫差損失為£ = = +A2 +5 =0.97 + 1.50 + 4.05 = 6.52(3)各效料液的溫度和有效總溫差由各效二次蒸氣Pi/及溫度差損失;，即可由下式估算各效料液的溫度t/ti =Ti'+A 1 = ； = 0.97 C 2 = A2 =1.50 3 = & = 4.05 冤各效料液溫度為t1 =T；+ =130.2 + 0.97=131.17七t2 =T； +

23、& =110.5 + 1.50 = 112.00 t3 =T3' +4 =60.1+4.05 = 64.15 口 C有效總溫度差Z A t=(Ts TK )-Z A由手冊可查得400kPa飽和蒸汽的溫度為143.4 P、氣化潛熱為2138.5kJ/kg,所以Z At = (TS -TK )-Z A = 143.4-60.1-6.52 = 76.7813.1.3 加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算第i效的熱量衡算式為Qi = Dm = Fcp0 -W£pw -W2Cpw - .W-Cpw ti -tW/當無額外蒸汽抽出時Di =WL由上式求得第i效蒸發(fā)水量Wi的計算

24、式D；t-tWi十(FCp0WCpwI WCpw):i-i由于忽略溶液的濃縮熱和熱損失，所以熱利用系數(shù)n =1Cpw =4.187kJ/(kg ' C )第I效的蒸發(fā)水量W1為W1 =五D1_10 11-+FcP。11J2138.5143.4 -131.17=1D1 11000 3.5 -2177.32177.3=0.9822D1 216.3第n效的蒸發(fā)水量W2為DgW2 =次 |T +(FCp。Wcpw )IL,22W2t1 -12=3+(FCp° W&w )一22 一彳2177.3131.17-112.00=1W110003.5-4.187W_2230.2 112

25、231.0=0.9400 330.8對于第出效，同理可得D33t 2ftW3="3|T+(FC p0WC1 bWC 2)看IL33=幾.IW3 +(FCp0 一W1Cpw -W2cpw )IL33, 2231.0112.00-63.15=1W211000 3.5-4.187皿-4.187W212354.92354.9= 0.8624W2 -0.08500W1 781.55又因為 W1 W2 W3 = 9 1 66g7 h /聯(lián)解上面式，可得W1 =2914.46kg/hW2 = 3070.39kg/hW =3181.73 kg/hD1 - 2747.06kg/h3.1.4 蒸發(fā)器傳熱

26、面積的估算Si n KQitiQlX2747.06 2138.5 1。3 . 36 00 =1.631 8 1 06 W及1 =T1-t1 =143.4-131.17 = 12.23CcQ11.6318 1062S1 = = 66.71 mK1N12000M12.23Q2 =W1r1 =2914.46 2177.3 1 031.7627 1 06 W3600及2 =丁2 -t2 =Ti-t2 =130.2-112.00 = 18.20 Cc Q21.76 27 1 062S2 = 96.85mK2N2 1000M18.20Q3 =W2r2 =3070.39 2231.0 1031.9028 1

27、06 W3600At3 =T3 -t3 =T2 -t3 =110.5-64.15 = 46.35 C & 二盤=為=82.11"一、 S 66 71誤差為1Smn_=1 =0.311 >0.05誤差較大，應調整各效的有效溫度差，重Smax96.85復上述計算過程，使三個蒸發(fā)器的傳熱面積盡量相等。3.1.5 有效溫度的再分配O S14 十S2N2 +53 At3S=1一66.71 12.23 96.85 18.20 82.11 46.352=83.15 m12.23 18.20 46.35重新分配有效溫度差，可得S166 71At1 = d1 =竺！ 12.23 =9.8

28、 CS83.15S296.85-t2 18.20=21.2 CS83.15及3 = -3 g3 46.35 = 45.8 CS83.153.1.6重復上述計算步驟3.6.1.1計算各效料液由所求得的各效蒸發(fā)量，可求各效料液的濃度，即x1FX0F -W111000 0.0811000 -2914.46= 0.109Fx011000 0.08x2 = = = 0.175F -W1 -W211000 -2914.46 -3070.39x3 =0.483.1.6.2計算各效料液的溫度各種溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫因末效完成液濃度和二次蒸氣壓力均不變,度仍為64.15 C,即t3 =64.15

29、 C則第出效加熱蒸汽的溫度（也即第n效料液二次蒸氣溫度）為T3 =T2 =t3 + &3 =64.15 + 45.8 = 109.95 在此溫度下7化潛熱r2 -2233.4kJ/kg用公式 A' = fA'a再次對料液溫度進行估算:0.0162 273)22a-a2(101.4-100)0.0162 (109.95 273)2233.4=1.49 C不計液柱靜壓力及流動阻力而引起的溫度差損失，故第n效料液的溫度為t2 =T22 =109.95+1.49=111.44 C同理'' ._ _T1 =t2：t2 =111.44 21.2 = 132.64 C

30、在此溫度下汽化潛熱：r1 =2170.0 kJ / kg2. f .0.0162(T1 273).1 二 fa =：a_20.0162 (132.64 273)22170.0(100.8-100) = 0.98。t1 =T1 .1 =132.64 0.98= 133.62C由于不考慮液柱靜壓和流動阻力對沸點的影響，且溶液溫差損失變化不大，故有效總溫差不變，即Z & =9.8 + 21.2 + 45.8 = 76.8 七溫度差重新分配后各效溫度情況列于下表:表3三效蒸發(fā)器各效的溫度效次Inm加熱蒸汽溫度， CTi=143.4T'1=132.64T'2=109.95有效溫度

31、差，C士 =9.8At2 =21.2&3 = 45.8料液溫度，Ct1=133.62t2=111.44t3=64.153.1.6.3各效的熱量衡算T1 =132.64 C1.2170.0 kJ/kgT2 -109.95 Cr2 =2233.4kJ / kgT3 =60.1 Cr3 = 2354.9kJ / kg第l效/ 、D1i10 11WiT+FCp。-1Li1 J,2138.5143.4 -133.62=1父D1+11000 父 3.5 父 2170.02170.0= 0.9855 D1 173.5W2=4_2ti -12+ (Fcp0 Wicpw )-彳 2649.22133.6

32、2 -111.44=1W111000 3.5 4.187W1 | 2233.42233.4=0.9304W1 382.5W2r3L W3 # | F- *(Fcp0 W1cpw W2cpw I32232.4111.44 -64.15 一=1父 IW2 +(1100Qx3.5-4.187W1 -4.187W2 ) 區(qū)12354.92354.9= 0.8643W2 -0.08374W1 773.1又因為W1 +W2 +W3 = 9166.7kg/h 聯(lián)解上面式得W1 -2897.5kg/hW2 = 3078.3kg/hW3 = 3190.9kg/hD1 = 2764.1kg/h與第一次計算結果比較

33、，其相對誤差為2897.52914.46-0.005821 - 3078.33070.39=0.002581-3190.93181.73= 0.00288計算相對誤差均在 0.05以下，故各效蒸發(fā)量的計算結果合理。其各效溶液無明顯變化,不需要重新計算。3.1.6.4蒸發(fā)器傳熱面積的計算Q-D1r-2764.1 2138.5 1 03 3600 =1.642 1 06 W% =9.8 CQi- -rKiAti1.642 1062000 9.8=83.8m2Q2 = W1r尸 28 9 7. 5 2 17 03為600。=16747 10 WN2 =21.2 CQ2k2n21.747 106100

34、0 21.2=82.4 m2Q3 = W2r2 =3078.3 2232.4 1031.909 106 W32 23600N3 =45.8 CS3 =K3At31.909 106500 45.8-83.4 m2S誤差為1 - 一 S,minmax82.4=1 = 0.016 < 0.05 ,迭代計算結果合理。83.8平均傳熱面積為83.8 82.4 83.42= 83.2m3.1.7計算結果表4物料計算的結果效次Inm冷凝器加熱蒸汽溫度，0c143.4132.64109.9560.1操作壓力P'i,kPa273.33146.662020溶液溫度（沸點）tjc133.62111.4

35、464.15完成液濃度Xi,%10.917.548烝發(fā)量Wi, kg/h2897.53078.33190.9蒸氣消耗量D, kg/h2764.1傳熱面積Si,m283.283.283.2完成液流量kg/h8073.45028.61833.33.1.8蒸發(fā)器設備計算和說明3.1.8.1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計管子長度的選擇應根據(jù)溶液結垢后的難以程度、溶液的起泡性和廠房的高度等因素來考慮，易結垢和易起泡沫溶液的蒸發(fā)易選用短管。根據(jù)我們的設計任務和溶液性質，我們選用以下的管子。加熱管的型號選用：4 38x 2.5mm加熱管長度選用：2.0m初步估算所需管子數(shù)為nsd0 L -0.1=367.0

36、83.2TT3二 38 102.0-0.13.1.8.2 循環(huán)管的選擇循環(huán)管的截面積是根據(jù)使循環(huán)阻力盡量減小的原則來考慮的。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%。本次計算取 50% 。則循環(huán)管的總截面積為冗 2，冗 2D1 =0.5n ch44D1 = .05ndi = .0.5 367.0 38-2 2.5 =447.0 mm因為S較大，根據(jù)上式結果，選取管徑相近的標準管型號為 。460x 12mm。循環(huán)管的管長與加熱管相等，為2.0 m。循環(huán)管的規(guī)格一次確定。循環(huán)管的管長與加熱管相等，循環(huán)管的表面積不計入傳熱面積中。3.1.8.3加熱室的直徑以及加熱管數(shù)目的確

37、定加熱室的內(nèi)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為正三角形，不同加熱管尺寸的管心距查表得表5不同加熱管尺寸的管心距加熱管外徑d0, mm19253857管心距t, mm25324870由上表查得型號為 （）38 x 2.5mm的管心距為t =48 mmnc =1.1 n=1.1 、367.0 =21.1 c估計加熱室的內(nèi)徑Di =tn12b其中，b'-:d1.5do取 b =1.2do =1.2 38-45.6mm所以 Di =tnc-1 2b、48 21.1 -12 45.6-1075.2mm表6殼體的尺寸標準殼體內(nèi)徑， mm4007008

38、00 1000110015001600 200最小壁厚，mm8101214根據(jù)估算，及容器的公稱直徑表，試選用D =1100 mm作為加熱室的內(nèi)徑，并以此內(nèi)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。當內(nèi)徑為1100mm是，獲得管數(shù)大于估算的管數(shù)，滿足要求。所以加熱室的型號選用：()1000 x 12mm。3.1.8.4分離室直徑和高度的確定分離室體積的計算式為：3600 p U其中，U為蒸發(fā)體積強度，一般允許值為1.11.5 m3/(m3 s),在此取1.2m3/(m3 s 將工藝計算中二次蒸氣的溫度和流量以及根據(jù)溫度所查得的二次蒸氣的密度列于下表7二次蒸氣相

39、應密度效次Inm二次蒸氣溫度Ti,0C132.64109.9560.1二次蒸汽流量Wi, kg/h2897.53078.33190.93二次蒸氣密度 p, , kg/m1.61070.82420.1307依據(jù)上表數(shù)據(jù)，分別算出各效分離室數(shù)據(jù):V2三V3 =W12897.53600 U3600 1.6107 1.2_3= 0.4164m3078.33600 U 3600 0.8242 1.2=0.8646 m33190.93600 p3U 3600 0.1307 1.2-5.6514m3為方便起見，各效分離室的尺寸均取一致，所以體積3V取最大值V =5.6514m 。分離室的高度和直徑的確定需考

40、慮的原則:H :D =1 2，取H : D =1.5 H ,1.8 在允許的條件下，分離室直徑應盡量與加熱室相同?？傻?H =2.55 mD =1.7 m3.1.9輔助設備的選擇3.1.9.1 氣液分離器根據(jù)蒸氣流速和各氣液體分離器的性能，選擇慣性式除沫器作為氣液分離器。其主要尺寸確定為：除沫器內(nèi)管的直徑D0 D1 =536.6 mm且 D/D2：D3 =1:1 .52D0,二次蒸汽的管徑除沫器外罩管的直徑D2 =1.5 D1 =1.5 536.6 = 804.9mm除沫器外殼的直徑D3 -2 D1 -2 536.6-1073.2mm除沫器的總高度H =D3 =1073.2 mm除沫器內(nèi)管頂部

41、與器頂?shù)木嚯xh =0.5 D1=0.5 536.6 = 268.3mm選取 除沫器內(nèi)管： 帕60 M10mm除沫器外罩管：*850x20mm除沫器外殼：,1220 15mm3.1.9.2 蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷卻水將二次蒸汽冷凝。當二次蒸汽為有價值的產(chǎn)品需要回收或會嚴重地污染冷卻水時，應采用間壁式冷卻器。當二次蒸汽為水蒸氣不需要回收時，可采用直接接觸式冷凝器。二次蒸汽與冷凝水直接接觸進行熱交換，其冷凝效果好，被廣乏采用，在此選用多層多孔板式冷凝器。3.1.9.3 冷卻水量Vl冷卻水進出口壓力為 20 kPa,取冷卻水進出口溫度為20 rC。由多孔板式蒸汽冷凝器的性能曲線可查得1m3冷

42、卻水可冷卻的蒸汽量為 X=53.0kg/mVl理Wv3190.9X - 53.0=60.21m3/hY®= (12L 1.25) WVX取 VL 實=1.25VL 理=1.2560.21=75.26 m3/h3.1.9.4冷凝器的直徑D根據(jù)進入冷凝器的二次蒸氣的體積流量WV = 3190.9kg / h,由流量公式計算冷凝器的直徑：二次蒸氣流速 u為15.20m/s,此處取u=20m/s。4 Vs43190.9s =0.6572mu .二 3600 0.1307 20故取 D=680mm3.1.9.5淋水板的設計淋水板數(shù)：D = 680 mm > 500mm,所以取 n = 7

43、 U 9塊，在次取 n = 7塊。淋水板間距：當 79 塊板時，Ln+=(0.6L 0.7)Ln,L 末之 0.15m化工專業(yè)課程設計取 L1 =2.5m根據(jù)Ln書=0.65Ln則L2 =0.65L1 =0.65 2.5 = 1.625mL3 =0.65L2 =0.65 1.625 = 1.056 mL4 -0.65L3 =0.65 1.056 = 0.686 mL5 -0.65L4 -0.65 0.686-0.446mL6 =0.65L =0.65 0.446 = 0.290mL7 = 0.65L6 =0.65 0.290 = 0.188m L末 >0.15m則淋水板間距符合條件。弓形

44、淋水板的寬度：最上面一塊：B' = (Q8=Q9) D,在止匕取B' = 0.9D=0.9m 680=612 mm其它各塊淋水板：B -0.5D 50=0.5 680 50-390mm淋水板堰高：D = 680mm > 500mm;h=50 |_l 70mm,在止匕取 h=60mm,淋水板孔徑:冷卻水循環(huán)使用， d=610mm,在此取d=8 mm淋水板孔數(shù):4=0.95口0.98,取正0.97, 1=0.800.82 取 4=0.81u0 =但/2gh = 0.97父0.81父42M9.81父60M10，=0.85m/sVL實75.263600 7td2u0 3600 M

45、4ji= 489.550.0082 0.85循環(huán)管規(guī)格460 12 mm28設計尺寸38 2.5 mm2.0 m孔數(shù)應取整數(shù)，故為490個?？紤]到長期操作易堵，則：最上一板孔數(shù) N1 =nM(1+12%)二490 父（1+12%） =548.8 取整為 549 個其他各板孔數(shù)為N2 =n* (1+5%) =490父(1+5%) =514.5 取整為515個。表8蒸發(fā)器的主要結構尺寸的確定加熱管主要結構加熱管(無縫鋼管)管徑規(guī)格加熱管(無縫鋼管)長度化工專業(yè)課程設計33加熱室內(nèi)徑1100 12mm分離室直徑1700mm分離室高度2550 mm表9氣液分離器結構尺寸的確定氣壓分離器主要結構設計尺寸

46、除沫器內(nèi)管的直徑除沫器外罩管的直徑除沫器外殼的直徑560 10mm850 20mm除沫器外殼： 1100 15mm1220 15mm除沫器內(nèi)管頂部與器頂?shù)木嚯x265 mm表10蒸汽冷凝器主要結構的確定蒸氣冷凝器主要結構蒸汽冷凝器類型冷卻水量冷凝器白直徑D淋水板數(shù)淋水板間距L1淋水板間距L2淋水板間距L3淋水板間距L4淋水板間距L5淋水板間距L6淋水板間距L7設計尺寸多層多孔式冷凝器75.26 m3/h680 mm72.5m1.625m1.056m0.686m0.446m0.290m0.188m弓形淋水板最上面一塊的寬度612 mm其它弓形淋水板的寬度390 mm淋水板堰高60 mm淋水板孔徑8 mm最上一塊淋水板孔數(shù)549其它各淋水板孔數(shù)5153.2換熱器設計計算對換熱器進行物料衡算和熱量衡算得到