化工原理课设

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1、1. 设计任务（4）2. 设计方案简介 （5）3. 三效并流蒸发设计计算 （6）4. 蒸发器的主要结构尺寸的计算（16）5. 蒸发装置的辅助设备的选用计算（19）6. 三效蒸发器结构尺寸确定（21）7. 附图（24）8. 参考文献（25）9. 后记（26）10. CAD 图（27）1. 设计任务1.1设计条件(1 )处理能力 年产95000吨NaOH水溶液(2) 设备形式 中央循环式管式蒸发器(3) 操作条件 NaOH水溶液的原料浓度为12%，完成液体浓度为30%，原 料液温度为第一效沸点温度。 加热汽压力为500Kpa(绝热)，冷凝器的绝压为20Kpa(绝热)。 各效蒸发器的总传热系数分别为

2、Ki=1800 W/ 而*00亳=1200 W/ (m2*0C)K3=600 W/(m2*0C)原料液的比热容为3.77KJ / (Kg/0C),在三效中液体的平均密度 分别为 1120Kg/m3、1290 Kg/m3、1460 Kg/m3。 蒸发器中溶液的液面高度为1.2m。 各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，忽略热损失。 每年按照300天计，每天24小时 厂址：天津地区1.2附加说明(1) 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(2) 蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积(3) 蒸发器的主要结构尺寸设计(4) 主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。(5)

3、绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设备工艺简图(6) 对本设计进行评述2. 设计方案简介2.1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

4、点优点：各效间压力差大， 可省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；由于 辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；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。2.2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 一降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸

5、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12m，直径2575mm，长径比为2040。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

6、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。3三效并流蒸发设计计算3.1估计各效蒸发量和完成液浓度Fx0= （F-W） x3 （1）其中F每小时的进料量，Kg/hW每小时的水份蒸发总量，Kg/hW=F （1- % ）= 95000 x103 x （1-业）=7916.7Kg/hX 300 x 240.303因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取W1： W2： W3 = 1: 1.1: 1.2因为W= W1+ W2 + W3计算出各效的蒸发量W.W= 7916.7 =2399.0Kg/h13.3W2=1.1x239

7、9.0=2638.9 Kg/hW3 =1.2x2399.0=2878.8 Kg/h由(1)式得 Z W = F(1 - %) iX3FXF-Z0Wi由（2）式得计算出各效的浓度(2)FxX =0_1 F - W113194.4 x。.12 = 0.146713194.4 - 2399.0x=FX0213194.4 x 0.12=0.1941F - W1 - W2 13194.4 - 2399.0 - 2638.9x3=0.303.2估计各效液的沸点和有效总温差设各效间压力降相等，则总压力差为AP = P -P = 500 - 20 = 480 kPa 各效间的平均压力差为aZAp 480 一p

8、.=160 kPa.33由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即P； =P1-APi = 500 - 160 =340 kPaP； = P1- 2AP.=500-2x160=180 kPaP= p=20 kPa3 K表1有关资料列表效数IIIm二次蒸气压力P , kPa i34018020二次蒸气温度T，C（即下一效加热蒸汽温度）137.7116.660.1二次蒸气的气化潜热r，KJ/Kg（即下一效加热蒸气的氢化热）2155221423553.2.1求各效因溶液沸点而引起的温度损失A根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度,由NaOH水溶液杜林线图可得各效NaOH的沸点tAi分别为y 143 CtA2

9、 = 125C则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失A=tA1 - T=143 - 137.7 = 5.3 C2 = tA2- T2，=125 - 116.6 = 8.4 CA3，= tA3 - T3，=78 - 60.1 = 17.9 C所以 蹈=5.3 + 8.4 +17.9 = 31.6 C3.2.2 求由于液柱静压力而引起的温度损失A为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均压力Pav= P+峙（其扣为液面高度，m）O gl 1.120 X 9.81 X 1.2 所以 Pav1 = P+ 匕 =340 + =346.6

10、kPaPav2 = P2Pav3 = P3=180 +1.290 X 9.81 X 技=187.6 kPacc 1.460 X 9.81 X 1.2=20 + = 28.6 kPa由平均压力查得对应饱和温度为TPav1 =138.5CTPav2 =118住TPav3=67.9C所以A1 = T Pav1-T1 = 138.5 - 137.7 = 0.8 CA2 = T Pav2T = 118.1 - 116.6 = 1.5 C2A = T Pav3T = 67.9 - 60.1 = 7.8 C故 必-=0.8 + 1.5 + 7.8 = 10.FC3.2.3 由流动阻力引起的温差损失，取经验值

11、 1c,咯，=%，=d ，tc，lJZA，=3C 综合(1)(2)(3)步得总温度损失= +， + =31.6 + 10.1 + 3= 44.7 C3.2.4 各效料液的温度和有效总温差各效温度损失=+ Z，得 =+/ +=5.3+ 0.8+1=7.1C20 +乌，+& =8.4+1.5+1=10.9CIA3=A3 +A3 +A3 =17.9+7.8+1=26.7C各效料液的温度为由ti=-Ti +At1=T1 +A1=137.7+7.1= 144.8Ct2=T2, +A2=116.6+10.9 = 127.5Ct3=T3, +A3=60.1+26.7= 86.8C因 ZAt =(Ts-Tk)

12、-必由手册查得500kPa饱和汽温度为151.7C，气化潜热为2113KJ/Kg, 所以ZAt= (Ts-Tk)-za i= 151.7-60.1- 44.7 =46.9C3.3加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算由热量衡算式，Q-Dr-(F-W cW c. Wc)(tt)+W 俨+c，(4)Q.AL (工w c w c Wc八 L. L)+VV . r + Q 7i i i cp0 1 pw 2 pwn-1 pw i i-1 i 丫在(4)式，其中Di 一第i效加热蒸气量,Kg/hri第 i效加热蒸汽的汽化潜热,KJ /KgrJ-第i效二次蒸汽的汽化潜热,KJ /Kg 1cp0 原料液的比

13、热容,KJ /(Kg/C)cpw水的比热容,KJ /(Kg/C)ti,ti-1分别为地i效和第i-1效溶液的温度(沸点),CQr 一热损失量,KJ由(4 )式两边同时除以得：WDr/r +(Fc -Wc -Wc -.-W c )(t.-)/ rf-Qf /r(5)i i i 1p0 1 pw 2 pwn-1 pw i i-1 丫 由式(5)去掉-q，/ r，乘以热利用系数叫，表示上式得：W=nDr/ +(Fc W cW c. Wc)(tt )/八 c，/I.nlaj./r +(c c vv ic cc vvic)(i i. 1)/r Q 7 rji !i i i 1p0 1 pw 2 pwn-

14、1 pw i i-1 丫 对于沸点进料t-0t1，考虑到NaOH溶液浓度浓缩热影响，热利用 系数算式为气-0.98-0.7 Axi其中Axi为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化.门 1 = 0.98 - 0.7 x (0.1467 - 0.12) = 0.9613气=0.98 - 0.7 x (0.1941 - 0.1466) = 0.9468门 3 = 0.98 - 0.7 x (0.30 - 0.1941) = 0.9059第I效热衡算式为W =门 1(也+ FC . 口)11 r1p 0 r1=r 也=0.9613D 2113 = 0.9426D (a)1 r1121551第II效热衡

15、算式为W =r 15 + (FC WC ) 2 2 r t 、 p 01 p t2 21 1521448 127-5=0.9648 x - W + (13194.4 x 3.77 - 4.187W1) x 2_=0.8735W1 + 368.0(b)同理得第III效W =rSW + (FC -WC -WC )233L p01 pw2 p 22141275-86.8=0.9059 x - W2 + (13194.4 x 3.77 - 4.187W1 - 4.187W2)2=0.7861W2-0.06555W1+778.8(c)又 W-+W2+W3=7916.7(d)联解式(a)至(d),可得W1

16、=2597.8Kg/hW2=2637.2Kg/hW-3-=2681.7 Kg/hD1=2756.0Kg/h3.4蒸发器传热面积估算S. = -,Qi=D.r./ K. At.1 1 1Q x =D1r1= 2756.0 x 2113 x 103 =1.618x106W3600At1=T1- t1=151.7 -144.8 =6.9CL618、106 = 130.3 m21800 x 6.9Q2=W1r22597.8 x 2155 x103 =1.555x106 W3600At =T - t户T一 t =137.7 127.5 =10.2C22 212S2=言技55 x106 = 127.0 m

17、21200 x 10.2Q3=W2r32637.2 x 2214 x13 = 1.622X106W3600At =T - t =T，- t =116.6 -86.8 =29.8C 33323S_ a _ 1.622 x 106S= 3 一= 90.7 m23 K At600 x 29.8误差1一七=1 -竺7 = 0.304 0.05，误差较大，应调整各效有效S 130.3温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。3.5有效温差的再分配46.9取平均面积S = 130.3 x $9 +127.0 x10.2 + 90. 29.8 = 104.4 m2若使各Q值保持不变则有S At=S .At.其中

18、At是各效经过有效温差再分配后的温差SAt尸性x 6.9 = 8.6CS 1104.4=S2At 二些x 10.2 = 12.4CS 2 104.4At，二At =空x29.8 = 259C3 S 3 104.43.6 重复上述步骤3.6.1计算各效料液的质量分数X= Fxo =13194.4 x 0.12 =0.1491 F - W 13194.4 - 2597.81X=Fx0=13194.4 x0.12=0.1992 F 一 W1 一 W2 13194.4 - 2597.8 - 2637.2X 3=0-33.6.2计算各效料液温度因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为

19、恒定，故末效溶液温度仍为86.8C即t3=86.8C则第III效加热蒸气的温度为T =T，= tAtj = 86.8+25.9=112.7C 3233查杜林图，得第II效料液沸点为匕尸122C,由液柱静压力及流动阻力 A2引起的温度损失可视为不变，故第I效的料液温度为t2= tA2+A2, +A2， =122+1.5+1.0=124.5C同理 T2=T= t2+At2, =124.5+12.4=136.9C查杜林图，得第I效料液沸点为tA1 =142C，则L= tA1+A+，=142+0.8+1.0=143.8Ct1=T1-At1 =151.7-8.6=143.1C由上知，各种温差损失变化不大

20、，无需重新计算。故有效总温差不变， 即EAt =46.9C温差重新分配后各效温度列于表2表2各效温差重新分配表效次IIIm加热蒸汽温度，CT1=151.7T=136.9T2 =112.7有效温差，C司=8.6侦=12.42t3=25.9料液温度，Ct1=143.8t2=124.5t3=86.83.6.3各效热量衡算查手册得出T=136.9Cr=2157 KJ/KgT2, =112.7C&，=2225KJ/KgT3, =60.1 Cr3, =2355 KJ/Kg第I效七=0.98-0.7 m =0.98-0.7x(0.149-0.12)=0.9597W= n 也=0.9597D 2113 = 0

21、.9401D (e)1 1 r121571第II效n 2 =0.98-0.7 $=0.98-0.7x(0.199-0.149)=0.945w = n + (fc-wc)KzS2 2 r p01pwr2157143 一 8 12451=0.945 x -W + (13194.4 x 3.77 - 4.187吗)x 2=0.8818W1+407.7 (f)第III效n 3 =0.98-0.7 Ax. =0.98-0.7x(0.30-0.199)=0.91W =n官 + (FC - WC - WC ) 3 3 p 01 pw2 pwy 2225124,5 86,8=0.91 x -jW2 + (13

22、194.4 x 3.77 - 4.187咯-4.187W2) =0.7988W -0.0610W +724.6又 W1+W2+W3=7916.7(g)(h)W1=2557.7Kg/hW2=2663.1Kg/hW3=2695.9 Kg/hD2721.0Kg/h与第一次结果比较，2597.812557.7=0.01572637.212663.1=0.00971 2681.71 2695.9=0.0053计算结果均在0.05以下，故各效蒸发量计算结果合理3.6.4蒸发器传热面积计算Q1=D1r1=2721.0 x 2113 x 103 =1.597x106 W3600t二8.6CS- Q1 =1.5

23、97x106m2=103.2 m21 K1At11800 x 8.62557.7 x 2157 x 103Q2=W1r= 1.532 x 106 W3600*2 = 12.4CQ 01.532 x 106S广圣=103.0 m22 K 攵 1200 x 12.42663.1 x 2225 x 103Q3-W2r2 = 1.646 x 106 W3600t3, =25.9C联解式(e)至式(h),得S g=1-646x 106 =105 9 m23 K3 At3600 x 25.9误差 1 -二=1 -1030 = 0.027 50pm196 588KPa85 90 %常压1225m/s减压25

24、m/s5. 1 .2 分离器的选型由 D0 D1DD2：D3： =1： 1.5： 2.0H=D-o3H= (0.40.5) D1其中D0-二次蒸汽的管径，mD1 除沫器内管的直径，mD2除沫器外管的直径，mD3 除沫器外壳的直径，mH除沫器的总高度，mH除沫器的内管顶部与器顶的距离，m所以 D1= D0=0.53 mD2=0.795m D3=1.06mH= D3=L06mh=0.4Di=.212m5.2蒸汽冷凝器的选型设计5.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表5表5 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 10672000Pa大小均可较简

25、单较大5.2.2 蒸汽冷凝器的选型5.2.1.1 冷却水量的确定查多孔板冷凝器的性能曲线得20kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度20C,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL= 26；9 =50.87m3/h与实际数据比，VL偏小，故应取Vl=1.2VL=61.044m3/h5.2. 1.2 冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速u=15m/s则 D 可=4x2695.9/3600 =0699 m、:网3.14 x 15 x 0.13015.2. 1.3 淋水板的设计因为D500mm，取淋水板8块淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln计算，取L /05m一 L 0.15即 L-7=0.15

26、m.依次计算出：L6= a* 一 0-7 一 0.21L5=L60.70.210T=0.30L=4L_5_0.70.300.7=0.43l3=07竺=0.61L3l2=0.70.61=0.87LL =2-L1 0.70.87=1.24 0.7LL =L-L0 0.71.240T=1.77弓型淋水板的宽度B =0.8D=0.8x699=559.2mmB=0.5D+50=0.5x699+50=399.5mm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= n, 2gh其中n-淋水孔的阻力系数，n=0.950.98中-水孔收

27、缩系数，中=0.800.82h-淋水板堰高,m取 n=0.98 中=0.82 计算 u0=0.98x0.82 * 2 x 9.81 x 0.05 = 0.80m/s孑1数 n=L=771= 533 个兀兀3600 x d 2 u3600 x x 0.80 x 0.0082考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15x533=612个，其它各板孔数应加大5%，艮P1.05n=1.05x533=560 个淋水孔采用正三角形排列。6 .三效蒸发器结构尺寸确定6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果加热管（无缝钢管）管径规格570x3.5 mm加热管（无缝钢管）长度2 m加热管（无

28、缝钢管）管数304循环管规格570x3.5 mm加热室内径1444 mm分离室直径1444 mm分离室高度2340 mm溶液进出口管径530x15 mm加热蒸气进出口与二次蒸气出口38x2.5 mm管径冷凝水出口管径108x9 mm表7气液分离器结构尺寸的确定气压分离器主要结构设计尺寸除沫器内管的直径520 mm除沫器外罩管的直径780 mm除沫器外壳的直径1040 mm除沫器内管顶部与器顶的距离500 mm加热管主要结构设计尺寸蒸气冷凝器主要结构设计尺寸蒸汽冷凝器类型多层多孔式冷凝器冷却水量61.044m3/h冷凝器的直径699 mm淋水板数7淋水板间距L11240mm淋水板间距L2870

29、mm淋水板间距L3610 mm淋水板间距L4430 mm淋水板间距L5300 mm淋水板间距L6210 mm弓形淋水板的宽度560 mm淋水板堰高50 mm淋水板孔径8 mm淋水板孔数560图1三效并流蒸发系统图2中央循环管式蒸发器1-加热室2-分离室3-蒸发室图3并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算8.参考文献1 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计M.天津:天津大学出版社,2002.2 国家医药管理局上海医药设计院着.化工工艺设计手册M.北京: 化学工业出版社,1996.3 陈敏恒.化工原理（下）M.北京:化学工业出版社,1989.4 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计M.天津:天津大学出版社,

30、2002.5 吴楼涛，李永刚离子膜法氢碱技术的发展及建议J.化工进展，2003,22（8）: 876-880.9.后记对于化工原理课程设计这个课程，我起初并不是十分了解，上课 次数虽然不多，但通过上课，我大概知道是要做些什么事情。然而通 过自己亲自动手完成这份设计书让我更深入的了解了什么是化工原 理课程设计。这次我做的是三效蒸发装置的设计，在这个设计过程中，我遇到 了许多以前没有掌握扎实的知识，比如说温度差的计算、热量衡算式 的公式及怎样根据自己所算出的数字找相应合适的加热管数目和尺 寸、加热室直径等等。通过这次设计让我巩固了许多的知识，同时让 我获得了许多难于培养的品行。通过做计算，使我做事更加细心认真了；通过画图，使我做事更 加耐心刻苦；通过写字，使我更加坚定、更加有决心（由于我字写的 丑，决定练字。）；通过查阅各种不同的文献，使我更加的认识到原来 知识是无穷无尽的；通过参考学长学姐们的数据，使我更加有自信, 既然学长学姐们可以，那么我也一定能行。不仅如此，在我完成这份设计书的时候，内心充满了感谢。感谢 老师以前的教导，让我有了基础，感谢我们的指导老师一一罗老师耐 心的指导我们，感谢学长学姐做了好榜样，感谢网络为我们提供了广 大的知识平台。有了你们，才有了这份让我自己满意的设计书，真的 谢谢了！10. CAD 图完成液不凝性气体!水