氫氧化鈉水溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置設(shè)計課程設(shè)計說明書

.z...-.可修編-化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目:氫氧化鈉水溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置設(shè)計學(xué)生：***所在班級：*******學(xué)號：20**********設(shè)計時間：201*.**.**～201*.**.**指導(dǎo)教師：羅**審閱時間：化工原理課程設(shè)計任務(wù)書(蒸發(fā)裝置設(shè)計)一、設(shè)計題目：氫氧化鈉水溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件：1.處理能力：年處理氫氧化鈉水溶液80300噸。2．設(shè)備型式：中央循環(huán)管式蒸發(fā)器3．操作條件：(1)原料液濃度15%，完成液濃度30%，原料液溫度15℃(2)加熱蒸汽壓為2atm（表壓），冷卻真空度為600mmHg。(3)各效蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù):K1=2000W/m2.K;K2=1600W/m2.K;K3=760W/m2.K;(4)靜壓力與阻力引起的溫度差損失：第一效△1〞+△1‘‘‘=2第二效△2〞+△2‘‘‘=3第三效△3〞+△3‘‘‘=7(5)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，并忽略熱損失。(6)每年按330天計，每天24小時連續(xù)運行。三、設(shè)計項目1.設(shè)計方案簡介：對確定的工藝流程及蒸發(fā)器型式進行簡要論述。2.蒸發(fā)器的工藝計算：確定蒸發(fā)器的傳熱面積。3.蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。4.主要輔助設(shè)備設(shè)計選型，包括汽液分離器及蒸汽冷凝器。5.繪圖（3＃圖紙）：帶控制點的工藝流程圖及蒸發(fā)設(shè)備工藝簡圖。6.對本設(shè)計的評述。四、參考資料1.理工大學(xué)化工原理教研室《化工原理》。2.**大學(xué)化工原理教研室《化工原理》。3.國家醫(yī)藥管理局醫(yī)藥《化工工藝設(shè)計手冊》。4.《化學(xué)工程手冊》編輯委委員會：《化學(xué)工程手冊（第8篇）傳熱設(shè)備及工業(yè)生產(chǎn)》、《化學(xué)工程手冊（第9篇）蒸發(fā)與結(jié)晶》。5.賀匡國主編《化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計手冊》。6.華東化工學(xué)院，大學(xué)合編《化工容器設(shè)計》。7.茅曉東，建偉編《典型化工設(shè)備機械設(shè)計指導(dǎo)》。目錄1.設(shè)計方案簡介………41.1多效蒸發(fā)及其工藝流程………………41.2蒸發(fā)器簡介……………42.工藝流程草圖及相關(guān)符號說明……53.蒸發(fā)器的工藝計算…………………63.1估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度………63.2估計各效溶液的沸點和總有效傳熱溫差……………63.3加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算………83.4蒸發(fā)器傳熱面積的估算………………103.5有效溫差的再分配……………………103.6重復(fù)上述計算步驟……………………103.7有效溫差的再分配……………………133.8再次重復(fù)上述計算步驟………………133.9計算結(jié)果列表…………164.蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計………164.1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估算……………………164.2循環(huán)管的選擇…………174.3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定……………………174.4分離室直徑和高度的確定……………184.5接口管尺寸的確定……………………195.主要輔助設(shè)備設(shè)計選型……………205.1氣液分離器的設(shè)計選型………………215.2蒸汽冷凝汽的設(shè)計選型………………226.設(shè)計結(jié)果一覽表……………………237.設(shè)計評述……………248.參考資料……………259.附圖…………………25設(shè)計方案簡介1.1多效蒸發(fā)及其工藝流程多效蒸發(fā)是指將多個蒸發(fā)器串聯(lián)，是加熱蒸汽在蒸發(fā)過程中得到多次利用的蒸發(fā)流程。其目的是：通過蒸發(fā)過程中的二次蒸汽再利用來節(jié)約蒸汽的消耗，從而提高蒸發(fā)裝置的經(jīng)濟性。目前根據(jù)加熱蒸汽和料液流向的不同，可將多效蒸發(fā)的操作流程分為并流、逆流、錯流和平流。本設(shè)計根據(jù)任務(wù)和操作條件的實際需要，采用了三效并流式的工藝流程。下面就并流加料流程作簡要介紹。并流法指溶液與蒸汽在效間成并流的方法。如圖1.1所示，溶液流向與蒸汽相同，即由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料液。前一效的溶液沸點高于后一效，因此當(dāng)溶液從前一效進入后一效，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。此流程有下面幾個優(yōu)點：①各效間壓力差大，可省去輸料泵；②有自蒸發(fā)產(chǎn)生，在各效間不必設(shè)預(yù)熱管；③由于輔助設(shè)備少，裝置緊湊，管路短，因而溫度損失小；④裝置操作簡便，工藝條件穩(wěn)定，設(shè)備維修工作減少。同樣的也存在著缺點：由于后效較前效濃度大、而溫度又較低，黏度增加顯著，因而傳熱系數(shù)就小很多。這種情況在最末一、二效尤為嚴(yán)重，使整個蒸發(fā)系統(tǒng)的生產(chǎn)能力降低。因此，本流程只適用于黏度不大的料液。1.2蒸發(fā)器簡介為了適應(yīng)生產(chǎn)商的多種需要，要求有各種不同結(jié)構(gòu)形式的蒸發(fā)器。隨著生產(chǎn)的發(fā)展，蒸發(fā)器的結(jié)構(gòu)不斷改進。目前常用的間壁傳熱式蒸發(fā)器，按溶液在蒸發(fā)器中停留的情況，大致可分為循環(huán)型和單程型兩大類。循環(huán)型蒸發(fā)器可分為循環(huán)式、懸筐式、外熱式、列文式及強制循環(huán)式等；單程型蒸發(fā)器可分為升膜式、降膜式、升-降膜式及刮板式等。另外還可按膜式和非膜式給蒸發(fā)器分類。工業(yè)上使用的蒸發(fā)設(shè)備約六十余種，其中最主要的型式僅十余種。本設(shè)計采用了中央循環(huán)管式蒸發(fā)器（如圖1.2所示）。下面就其結(jié)構(gòu)及特點做簡單介紹。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的結(jié)構(gòu)和原理：如圖1.2所示，其下部的加熱室由垂直的加熱管束組成，中間有一根直徑較大的中央循環(huán)管。當(dāng)管液體被加熱沸騰時，中央循環(huán)管氣液混合物的平均密度較大；而其余加熱管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，而沿加熱管上升，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。這種蒸發(fā)器結(jié)構(gòu)緊湊、制造方便、傳熱較好、操作可靠等優(yōu)點，應(yīng)用十分廣泛，有”標(biāo)準(zhǔn)蒸發(fā)器”之稱。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1～2m；加熱管徑多為25～75mm之間。但實際上，由于結(jié)構(gòu)上的限制，其循環(huán)速度一般在0.4～0.5m/s以下；蒸發(fā)器溶液濃度始終接近完成液濃度；清洗和維修也不夠方便。圖1.1三效并流加料蒸發(fā)流程圖1.2中央循環(huán)管式蒸發(fā)器工藝流程草圖及相關(guān)符號說明圖2-1并流加料三效蒸發(fā)的物料衡算和熱量衡算示意圖相關(guān)符號說明：D1——第Ⅰ效加熱蒸汽量，kg/h；F——原料液量，kg/h；W1、W2、W3——分別為第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效的蒸發(fā)量，kg/h；Pi’——第i效二次蒸汽的壓強，即液面處的壓強，Pa；*0、*1、*2、*3——分別為原料液及第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效完成液溶質(zhì)的質(zhì)量分率，無因次；t0、t1、t2、t3——分別為原料液及第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效料液的溫度，℃；T1、T2、T3——分別為第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效加熱蒸汽的溫度，℃；Ti’——第i效操作壓強下水的沸點，亦即二次蒸汽的飽和溫度，℃；TK’——冷凝器操作壓力下二次蒸汽的飽和壓力，℃；蒸發(fā)器的工藝計算3.1估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度由年處理量為80300噸，且每年按照330天計，每天24小時連續(xù)進行，得料液的進料量F為：用總物料衡算確定總蒸發(fā)量W為：因并流加料存在自蒸發(fā)，且蒸發(fā)中無額外蒸汽引出，可設(shè)W1：W2：W3=1：1.1：1.2而W=W1+W2+W3=3.3W所以，各效的蒸發(fā)量為：對各效做物料衡算，設(shè)第Ⅰ、第Ⅱ效中溶液的濃度為*1及*2分別由F*0=L1*1=(F-W1)*1，L1*1=L2*2=(L1-W2)*2求得3.2估計各效溶液的沸點和總有效傳熱溫差加熱蒸汽壓為2atm（表壓），冷卻真空度為600mmHg，換算成絕壓：由表壓=絕壓-當(dāng)?shù)卮髿鈮海婵斩?當(dāng)?shù)卮髿鈮?絕壓，1atm=101.3kPa=760mmHg，當(dāng)?shù)卮髿鈮阂允写髿鈮簽槔?，查資料知其為99.33kPa可求得加熱蒸汽壓P1=301.93kPa（絕壓），冷卻器的絕壓為Pk’=19.36kPa假設(shè)各效間壓力降相等，則總壓力差為各效間的平均壓力差為由各效的壓力差可求得各效蒸發(fā)室的壓力，即P1’=P1－ΔPi=301.93‐P2’=P1－2ΔPi=301.93－2×P3’=PK’由各效的二次蒸汽壓力，從手冊中可查得相應(yīng)的二次蒸汽的溫度和汽化潛能列于下表3-1中。表3-1二次蒸氣的溫度和氣化潛熱效數(shù)ⅠⅡⅢ二次蒸氣壓力207.74113.5519.36二次蒸氣溫度(即下一效加熱蒸汽的溫度）121.3102.959.3二次蒸氣的氣化潛熱（即下一效加熱蒸汽的氣化潛熱）2201.62250.92356.8（1）各效由于溶液沸點而引起的溫度差損失Δ′，根據(jù)各效二次蒸汽溫度（也即相同壓力下水的沸點）和各效完成液的濃度*i，由NaOH水溶液的杜林線圖可查得各效溶液的沸點tAi分別為tA1=129℃,tA2=113℃，tA3則各效由于溶液沸點比水的沸點升高而引起的溫度差損失為Δ1′=tA1‐T1‘=129‐121.3=7.7Δ2′=tA2‐T2’=113‐102.9=Δ3′=tA3‐T3’=75‐59.3=所以℃（2）由操作條件知，靜壓力與阻力引起的溫差損失為第一效℃第二效℃第三效℃所以蒸發(fā)裝置的總溫度差損失為℃（3）各效料液的溫度和有效總溫差由各效二次蒸汽Pi’及溫度差損失Δi’，即可由下式估算各效料液的溫度ti又℃℃℃所以各效料液的溫度為℃℃℃有效總溫差由手冊查得301.93kPa絕壓下飽和蒸汽的溫度為Ts=133.5℃，汽化潛熱為r1=2167.5kJ/kg℃3.3加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算第i效的熱量衡算式為由上式可求得第i效的蒸發(fā)量Wi。若在熱量衡算式中計入溶液的濃縮熱及蒸發(fā)器的熱損失時尚需要考慮熱利用系數(shù)η。對于一般溶液的蒸發(fā)，熱利用系數(shù)η可取為ηiΔ*i（式中Δ*i為以質(zhì)量分率表示的溶液的組成變化）。第i效的蒸發(fā)量Wi的計算式為式中，Di——第i效加熱蒸汽量，kg/h，當(dāng)無額外蒸汽抽出時，Di=WI-1；ri——第i效加熱蒸汽的汽化潛能，kJ/h；ri’——第i效二次蒸汽的汽化潛能，kJ/h；cp0——原料液的比熱容，kJ/(kg.℃)；cpw——水的比熱容，kJ/(kg.℃)；ti、ti-1——分別為第i效和第i-1效溶液的溫度（沸點），℃；ηi——第i效的熱利用系數(shù)，無因次。第Ⅰ效的熱量衡算式為因料液是低于沸點進料，需考慮到NaOH溶液的濃縮熱的影響，熱利用系數(shù)計算式為ηiΔ*i，式中Δ*i為第i效蒸發(fā)器中料液溶質(zhì)質(zhì)量分?jǐn)?shù)的變化。ηi×（*1-*0）×(0.1768-0.15)=0.9612原料液的比熱容由cp0=c*(1-*0)+cB*0計算，查手冊得，溶質(zhì)（即NaOH）的的比熱容cB=2.01kJ/(kg.℃)，水的比熱容為4.1871kJ/(kg.℃)，故cp0=4.187×（1-0.15）+2.01×0.15=3.86kJ/(kg.℃)所以①第Ⅱ效的熱量衡算為②對于第Ⅲ效，同理可得③又W1+W2+W3=5069.4④聯(lián)合解式①至式④，可得D1=3765.1kg/hW1=1579.8kg/hW2=1673.5kg/hW3=1816.1kg/h3.4蒸發(fā)器傳熱面積的估算任一效的傳熱速率方程為式中，Qi——第i效的傳熱面積速率，W；Ki——第i效的傳熱系數(shù)，W/(m2.℃)；Si——第i效的傳熱面積，m2；——第i效的傳熱溫差，℃。所以℃℃℃誤差為，誤差較大，應(yīng)調(diào)整各效的有效溫度差，重復(fù)上述計算過程。3.5有效溫差的再分配重新分配有效溫度差得3.6重復(fù)上述計算步驟（1）計算各效料液濃度由所求得的各效蒸發(fā)量，可求各效料液的濃度，即（2）計算各效料液的溫度因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各效溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為82.0℃T3=82.0則第Ⅲ效加熱蒸汽的溫度（也即第Ⅱ效料液二次蒸氣溫度)為由第Ⅱ效二次蒸氣的溫度（94.7℃）及第Ⅱ效料液的濃度（0.2208）查杜林線圖，可得第Ⅱ效料液的沸點為104.4℃。由液柱靜壓力及流動阻力而引起的溫度差損失可視為不變，故第同理由第Ⅰ效二次蒸氣的溫度(113.0℃)及第Ⅰ效料液的濃度（0.1777）查杜林線圖，可得第Ⅱ效料液的沸點為120.1℃。則第第Ⅰ效料液的溫度也可由下式計算說明溶液的各種溫度損失變化不大，不需要重新計算，故有效總溫度差不變，即溫度差重新分配后各效溫度情況列于下表：表3-2三效蒸發(fā)器各效的溫度效次ⅠⅡⅢ加熱蒸汽溫度，℃T1=133.5T1’=1T2’=有效溫度差，℃△t1’△t2’△t3’料液溫度（沸點），℃T1=122.1T2=107.4T3=82.0（3）各效的熱量衡算T1’=113.0℃rT2’=94.7℃rT3’=59.3℃r第Ⅰ效⑤第Ⅱ效⑥第Ⅲ效⑦又⑧聯(lián)合解式⑤⑥⑦⑧，可得D1=3653.5kg/hW1=1609.9kg/hW2=1695.8kg/hW3=1763.7kg/h與第一次計算結(jié)果比較，其相對誤差為計算相對誤差均在0.05以下，所以各效蒸發(fā)量的計算結(jié)果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不需重新計算。（4）蒸發(fā)器傳熱面積的計算℃℃℃誤差為，誤差較大，應(yīng)調(diào)整各效的有效溫度差，重復(fù)上述計算過程。3.7有效溫差的再分配重新分配有效溫度差得℃℃℃3.8再次重復(fù)上述計算步驟（1）計算各效料液濃度由所求得的各效蒸發(fā)量，可求各效料液的濃度，即（2）計算各效料液的溫度因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各效溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為82.0℃t3=82.0則第Ⅲ效加熱蒸汽的溫度（也即第Ⅱ效料液二次蒸氣溫度)為由第Ⅱ效二次蒸氣的溫度（94.91℃）及第Ⅱ效料液的濃度（0.2226）查杜林線圖，可得第Ⅱ效料液的沸點為104.8℃。由液柱靜壓力及流動阻力而引起的溫度差損失可視為不變，故第同理由第Ⅰ效二次蒸氣的溫度(113.5℃)及第Ⅰ效料液的濃度（0.1783）查杜林線圖，可得第Ⅱ效料液的沸點為120.7℃。則第第Ⅰ效料液的溫度也可由下式計算說明溶液的各種溫度損失變化不大，不需要重新計算，故有效總溫度差不變，即溫度差重新分配后各效溫度情況列于下表：表3-2三效蒸發(fā)器各效的溫度效次ⅠⅡⅢ加熱蒸汽溫度，℃T1=133.5T1’=1T2’=有效溫度差，℃△t1’△t2’△t3’料液溫度（沸點），℃t1=122.7t2=107.8t3=82.0(3)各效的熱量衡算T1’=113.5℃rT2’=94.9℃rT3’=59.3℃r第Ⅰ效(a)第Ⅱ效(b)第Ⅲ效(c)又(d)聯(lián)合解式(a)(b)(c)(d)，可得D1=3660.4kg/hW1=1607.2kg/hW2=1694.3kg/hW3=1767.9kg/h與第二次計算結(jié)果比較，其相對誤差為計算相對誤差均在0.05以下，所以各效蒸發(fā)量的計算結(jié)果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不需重新計算。（4）蒸發(fā)器傳熱面積的計算℃℃℃誤差為，迭代計算結(jié)果合理，所以，取平均傳熱面積為3.9計算結(jié)果列表如下表3-3物料計算結(jié)果效次ⅠⅡⅢ冷凝器加熱蒸汽溫度Ti，0133.5113.594.959.3操作壓力P'i，,kPa161.3784.2719.3619.36溶液溫度（沸點）ti，0122.7107.882.0完成液濃度*i，%17.8322.2630蒸發(fā)量Wi，kg/h1607.21694.31767.9蒸氣消耗量D，kg/h3660.4傳熱面積Si，m2109.3108.8108.9注：表中P'1按T1＇=T2=113.5℃查得，P'2按T2＇=T3=94.9℃查得，P'k≈P'蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)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(jié)果，主要是傳熱面積。4.1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估算蒸發(fā)器的加熱管通常選用φ25×2.5mm、φ38×2.5mm、φ57×3.5mm等幾種規(guī)格的無縫鋼管。加熱管的長度一般為0.6—2.0m，但也有選用2m以上的管子。管子的長度的選擇應(yīng)根據(jù)溶液結(jié)垢的難易程度、溶液的起泡性和廠房的高度等因素來考慮。易結(jié)垢和易起泡沫的蒸發(fā)宜選用短管。根據(jù)設(shè)計任務(wù)及NaOH溶液的性質(zhì)，選用以下管子：L=2.0m，φ38×2.5mm。確定加熱管的規(guī)格與長度確定后，可由下式初步估計所需的管子數(shù)n’式中，S——蒸發(fā)器的傳熱面積，m2,由前面的工藝計算確定；d0——加熱管外徑，m；L——加熱管長度，m。因加熱管固定在管板上，考慮到管板厚度所占的傳熱面積，則計算管子數(shù)n’時的管長應(yīng)?。↙-0.1）m。所以為完成傳熱任務(wù)所需的最小實際管數(shù)n，只要在管板上排列加熱管后才能確定。4.2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)管徑以D1表示，則本次計算取加熱管總截面積的50%，所以根據(jù)上式結(jié)果，從管子規(guī)格中選取管徑相近的標(biāo)準(zhǔn)管型號為φ560×20mm，循環(huán)管的管長與加熱管相等，為2.0m4.3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定加熱管的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有三角形、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(shè)計中，管心距的數(shù)值已經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)化，管子規(guī)格確定后，相應(yīng)的管心距則為確定值。表4-1中摘錄了管心距的數(shù)據(jù)。表4-1不同加熱管尺寸的管心距加熱管外徑19253857管心距25324870由上表查得規(guī)格為φ38×2.5mm的管心距為t=48mm管子按正三角形排列，則加熱管徑可采用下式進行初步估算其中，。取所以加熱室徑和加熱管數(shù)采用作圖法確定，殼體徑的標(biāo)準(zhǔn)尺寸列于表4-2中。表4-2殼體的尺寸標(biāo)準(zhǔn)殼體徑，400～700800～10001100～15001600～2000最小壁厚，8101214根據(jù)初估加熱室徑和容器公稱直徑系列表，試選用D=1400mm作為加熱室徑，并以此徑和循環(huán)管外徑D1=560mm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。由作圖可得，當(dāng)徑為1400mm時，得管數(shù)為476根，與初值比，其相對誤差為|1-480/476|=0.0084，誤差較小。故取加熱室徑為1400mm，壁厚為12mm。4.4分離室直徑和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的體積流量及蒸發(fā)體積強度有關(guān)。（1）分離室體積的計算公式為式中，V——分離室的體積，m3；W——*效蒸發(fā)器的二次蒸汽流量，kg/h；ρ——*效蒸發(fā)器的二次蒸汽密度，kg/m3；U——蒸發(fā)器體積強度，m3/(m3.s)；即每立方米分離室每秒鐘產(chǎn)生的二次蒸汽量，一般允許值為1.1～1.5m3/(m3根據(jù)蒸發(fā)器工藝計算得到的各效二次蒸汽量，再從蒸發(fā)體積強度的數(shù)值圍選取一個值，即可由上式計算出分離室的體積。一般情況下，各效的二次蒸汽量不相同，且密度也不相同，按上式計算出的分離室體積也不同，通常末效體積最大。為方便起見，設(shè)計時各效分離室的尺寸可取一致，分離室體積宜取其中較大者。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4-3二次蒸氣相應(yīng)密度 效次ⅠⅡⅢ二次蒸氣溫度113.594.959.3二次蒸汽流量Wi，kg/h1607.21694.31767.9二次蒸氣密度0.92210.50390.1301蒸發(fā)器體積強度取值為U=1.2m3/(m3所以分離室體積取最大值為V=3.1456m3（2）分離室體積確定后，其高度H與直徑D符合下列關(guān)系：利用此關(guān)系確定高度和直徑時應(yīng)考慮如下原則：①H/D=1～2；②H>1.8，以保證足夠的霧沫分離程度；③在允許的條件下，分離室直徑應(yīng)盡量與加熱室相同，這樣可使結(jié)構(gòu)簡單，加工制造方便。因此，取H/D=1.5，則由關(guān)系解得:D=1.39m，H=2.10m，滿足要求。則加熱室直徑取1.4m，高度取2.1m4.5接口管尺寸的確定流體進出口接管的徑按下式計算式中，VS——流體的體積流量，m3/s；u——流體的適宜流速，m/s。流體的適宜流速列于表4-4中。表4-4流體的適宜流速強制流動的液體，m/s自然流動的液體，m/s飽和蒸汽，m/s空氣及其他氣體，m/s0.8～150.08～0.1520～3015～20溶液的進出口對于并流加料的三效蒸發(fā)，第Ⅰ效溶液的流量最大，為統(tǒng)一管徑，按第Ⅰ效溶液流量來確定管徑，溶液的適宜流速按強制流動算，即u=0.8～15m/s，此處選取u=4m/s，則查NaOH水溶液相對密度圖得質(zhì)量分?jǐn)?shù)為15%的NaOH水溶液相對密度為ρ1=1.165g/cm3，所以根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用φ36×3.5mm的標(biāo)準(zhǔn)管加熱蒸汽進口與二次蒸汽出口飽和蒸汽適宜的流速u=20～30m/s，此處取u=25m/s；為統(tǒng)一管徑，取體積流量最大的末效來計算管徑的體積流量，則根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用φ480×15mm的標(biāo)準(zhǔn)管冷凝水出口冷凝水的排出屬于自然流動，u=0.08～0.15m/s，接管直徑由各效加熱蒸汽消耗量較大者確定。因此，按第Ⅲ效計算第Ⅲ效二次蒸汽溫度為59.3℃，其對應(yīng)的冷凝水的密度為983.5kg/m3，取u=0.12m根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用φ83×3.5mm的標(biāo)準(zhǔn)管5.主要輔助設(shè)備設(shè)計選型蒸發(fā)裝置的輔助設(shè)備主要包括氣液分離器與蒸汽冷凝器。5.1氣液分離器的設(shè)計選型蒸發(fā)操作時，二次蒸汽中夾帶大量的液體，雖在分離室得到初步的分離，但是為了防止損失有用的產(chǎn)品或防止污染冷凝液，還需設(shè)置氣液分離器，以使霧沫中的液體聚集并與二次蒸汽分離，故氣液分離器又稱捕沫器或除沫器。其類型很多，我們選擇慣性式除沫器，其工作原理是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變運動方向時，液滴因慣性作用而與蒸汽分離。其性能參數(shù)如表5-1所示。表5-1慣性式除沫器的性能捕集霧沫的直徑，μm壓力降,Pa分離效率,%氣速圍，m/s>50196～58885～90常壓12～50（進口）減壓>25(進口)在慣性式分離器的主要尺寸可按下列關(guān)系確定：式中，二次蒸氣的管徑，m；除沫器管的直徑，m；除沫器外罩管的直徑，m；除沫器外殼的直徑，m；H除沫器的總高度，m；h除沫器管頂部與器頂?shù)木嚯x，m。所以，D1=D0=0.48mD2=1.5D1=1.5×0.48=0.72mD3=2D1=2×0.48=0.96mH=D3=0.96mh=0.5D1=0.5×0.48=0.24m5.2蒸汽冷凝汽的設(shè)計選型蒸汽冷凝汽的作用是用冷卻水將二次蒸汽冷凝。當(dāng)二次蒸汽為有價值的產(chǎn)品需要回收或會嚴(yán)重污染冷卻水時，應(yīng)采用間壁式冷卻器。當(dāng)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。二次蒸汽與冷卻水直接接觸進行熱交換，其冷凝效果好、結(jié)構(gòu)簡單、操作方便、價格低廉，因此被廣泛采用。直接接觸式冷凝器有多孔板式、水簾式、填充塔式及水噴射式等，現(xiàn)采用多孔板式蒸汽冷凝器。其性能參數(shù)列于表5-2中。表5-2多層多孔板式蒸汽冷凝器的性能水氣接觸面積壓降塔徑圍結(jié)構(gòu)與要求水量其他大1067～2000Pa大小均可較簡單較大孔易堵塞冷卻水量VL冷卻水流量利用多孔板式冷凝器的性能曲線查得。由冷凝器進口蒸汽壓力19.36Kpa和冷卻水進口溫度25℃可查得1m3冷卻水可冷卻的蒸汽量*=式中，VL——冷卻水量，m3/h；WV——所需冷凝的蒸汽量，Kg/h。與實際數(shù)據(jù)相比，由多孔板式冷凝器的性能曲線計算的VL值偏低，故設(shè)計時取則冷凝管直徑D取二次蒸汽流速為u=15m/s，則淋水板的設(shè)計（1）淋水板數(shù)：因為D>500mm，所以取淋水板8塊。（2）淋水板間距：D>500mm，淋水板間距由經(jīng)驗公式Ln+1=(0.6～0.7)Ln，L末≥0.15m計算。取Ln+1=0.7Ln,L7=L末=0.15m，則依次計算出：L6=L7/0.7=0.15/0.7=0.21mL5=L6/0.7=0.21/0.7=0.30mL4=L5/0.7=0.30/0.7=0.43mL3=L4/0.7=0.43/0.7=0.61mL2=L3/0.7=0.61/0.7=0.87mL1=L2/0.7=0.87/0.7=1.24m（3）弓型淋水板寬度：最上面一塊B’=（0.8～0.9）D，m；其他各塊淋水板B=0.5D+0.05m所以B’=0.8×0.566～0.9×0.566=0.453～0.506m，取B’=0.500m其他各塊淋水板B=0.5×0.566＋0.05=0.333m。（4）淋水板堰高h(yuǎn)：當(dāng)D≥500mm時，h=50～70mm因為D=566mm>500mm，故取h=60mm（5）淋水板孔徑：因冷卻水循環(huán)使用，故d取8mm。（6）淋水板孔數(shù)：淋水孔流速采用下式計算式中，η——淋水孔的阻力系數(shù)，η=0.9